DESENVOLVIMENTO DE UM SIMULADOR PARA O ESTUDO DE ...
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Diogo Luiz de Oliveira
DESENVOLVIMENTO DE UM SIMULADOR PARA O ESTUDO
DE ESTRATÉGIAS DE CONTROLE EM COLUNAS DE
DESTILAÇÃO COM AQUECIMENTO DISTRIBUÍDO
Dissertação submetida ao
Programa de Pós-Graduação em
Engenharia Química da
Universidade Federal de Santa
Catarina para a obtenção do Grau
de Mestre em Engenharia Química
Orientador: Prof. Dr. Ariovaldo
Bolzan
Florianópolis
2013
Ficha de identificação da obra elaborada pelo autor,
através do Programa de Geração Automática da Biblioteca Universitária da UFSC.
Oliveira, Diogo Luiz de
Desenvolvimento de um simulador para o estudo de
estratégias de controle em colunas de destilação com
aquecimento distribuído / Diogo Luiz de Oliveira ;
orientador, Ariovaldo Bolzan - Florianópolis, SC, 2013.
155 p.
Dissertação (mestrado) - Universidade Federal de Santa
Catarina, Centro Tecnológico. Programa de Pós-Graduação em
Engenharia Química. Inclui referências 1. Engenharia Química. 2. Colunas de destilação. 3.
Hysys®. 4. Controle. 5. Aquecimento distribuído. I. Bolzan,
Ariovaldo. II. Universidade Federal de Santa Catarina.
Programa de Pós-Graduação em Engenharia Química. III. Título.
Diogo Luiz de Oliveira
DESENVOLVIMENTO DE UM SIMULADOR PARA O
ESTUDO DE ESTRATÉGIAS DE CONTROLE EM COLUNAS
DE DESTILAÇÃO COM AQUECIMENTO DISTRIBUÍDO
Esta Dissertação foi julgada adequada para obtenção do Título
de “Mestre”, e aprovada em sua forma final pelo Programa de Pós-
Graduação em Engenharia Química da Universidade Federal de Santa
Catarina
Florianópolis, 25 de Fevereiro de 2013.
_____________________________________
Prof. Ricardo A. F. Machado, Dr.
Coordenador do CPGENQ
Banca Examinadora:
______________________ _______________________
Prof. Ariovaldo Bolzan, Dr. Leandro Osmar Werle, Dr.
Orientador UFSC
UFSC
______________________ ________________________
Prof. Cintia Marangoni, Drª. Prof. Cintia Soares, Drª.
UNIVILLE UFSC
Este trabalho é dedicado aos meus
pais, pelo apoio incondicional em
todos os momentos.
AGRADECIMENTOS
Ao Programa de Pós-Graduação em Engenharia Química da
Universidade Federal de Santa Catarina, em especial ao Laboratório de
Controle de Processos, que ofereceu totais condições para a realização
do trabalho.
À Agência Nacional de Petróleo - ANP, pelo apoio financeiro
prestado por intermédio de seu Programa de Recursos Humanos para
Formação de Engenheiros no Setor de Petróleo e Gás - PRH34.
Ao meu orientador Prof. Dr. Ariovaldo Bolzan, pelo apoio,
acompanhamento, confiança e ideias que muito contribuíram para o
desenvolvimento do trabalho.
Aos meus colegas de trabalho, Iaçanã Parisotto, Leandro Werle e
Tiago Peruzzo pelas sugestões feitas ao longo dessa jornada e,
principalmente, pelo convívio e amizade.
A todos os colegas do LCP e do PRH34 por toda ajuda e atenção
prestados e pelas dúvidas esclarecidas.
Aos meus familiares e, principalmente, aos meus pais Edison
Luiz de Oliveira e Maria de Fátima Albuquerque de Oliveira, por todo
suporte e apoio durante toda minha vida acadêmica.
Descobrir consiste em olhar para o que todo
mundo está vendo e pensar em uma coisa
diferente.
(Roger Von Oech)
RESUMO
Processos de destilação tendem a apresentar dinâmica lenta, o que gera
elevados períodos de transição quando o processo é perturbado.
Inúmeros estudos são realizados buscando-se implementar uma
abordagem adequada à dinâmica do processo visando diminuir estes
transientes. Novas estratégias de controle com ação distribuída nos
pratos vem sendo proposta em diversos estudos, surgindo como
alternativa aos métodos convencionais normalmente utilizados onde o
controle é realizado centralizado na base e no topo. Testes já foram
realizados em uma unidade experimental com a estratégia de controle
distribuído, visando comprovar a minimização de transientes e fazer
uma avaliação do gasto energético do processo, onde foram obtidos
resultados positivos que viabilizam o método. Neste trabalho se propõe
o desenvolvimento de um simulador de coluna de destilação operando
com aquecimento distribuído utilizando o software comercial Hysys®. A
partir das simulações é possível ter acesso a diversas informações não
disponíveis experimentalmente, principalmente no que diz respeito às
variáveis internas da coluna. Além disto, diferentemente da planta
experimental, a simulação permite implementar uma malha de controle
da composição do destilado. Sendo assim, além de comprovar a
diminuição dos transientes, a simulação pretende comprovar a
manutenção da qualidade dos produtos. Inicialmente foram construídas
as simulações em estado estacionário, as quais foram validadas a partir
de resultados obtidos experimentalmente na planta piloto. A partir do
modelo estático foi desenvolvida a simulação no modo dinâmico, onde
inúmeros testes foram realizados para avaliar seu desempenho e a
eficiência dos controladores. Após a realização de vários ajustes,
chegou-se a um modelo simulado com respostas bastante similares à
planta real, a partir do qual foram realizados estudos do desempenho das
estratégia de controle quando realizadas perturbações na temperatura e
vazão da corrente de alimentação. A abordagem de controle com
aquecimento distribuído se mostrou mais eficiente que o controle
convencional na rejeição de transientes, sem prejudicar a qualidade do
produto de topo. Ao serem comparadas diferentes maneiras de
aquecimento distribuído, observou-se que o controle de temperatura do
quarto prato é a melhor estratégia em casos de perturbações na
temperatura da alimentação, enquanto o aquecimento constante de um
estágio da seção retificação ou do prato de alimentação é a melhor forma
de rejeitar perturbações na vazão de entrada do processo.
Palavras-Chave: Colunas de Destilação, Hysys®, Controle,
Aquecimento Distribuído.
ABSTRACT
Distillation processes tend to have slow dynamics, which
generates high transition periods when the process is perturbed.
Numerous studies are done to find a suitable approach to the dynamics
of the process to reduce these transients and to ensure the economic
viability of the process. In previous studies our group proposed a new
control strategy with action distributed in stages, unlike conventional
methods normally used, where control is performed at the base and the
top. An experimental unit was built to conduct tests to study the
minimization of transients and make an assessment of energy
expenditure, obtaining positive results that enable the process. Aiming
to continue this line of research, this paper proposes the development of
a distillation column simulator using commercial software Hysys in
dynamic mode. From simulations it is possible to access various
information not available experimentally, principally the internal
variables of the column. Moreover, unlike the experimental plant, the
simulation has control of the composition of the distillate. Thus, besides
proving the reduction of transient, this simulations intends to investigate
the maintenance of product quality. Initially were constructed steady
state simulations, which were validated from experimental results in the
pilot plant. From the static model was developed the simulation in
dynamic mode, in which numerous tests were conducted to evaluate its
performance and efficiency of the controllers. After several adjustments
are made, the simulations showed results very similar to the real plant,
from which studies have been conducted on the performance of the
control strategy when made perturbations in temperature and flow rate
of the feed stream. The distributed heating is more efficient than the
conventional control for rejecting transients without interfering with the
top product quality. When comparing different ways of heating
distributed, it was observed that the temperature control of the fourth
plate is the best strategy in case of disturbances in the feed temperature,
while the constant heating of a stage of the rectification section or the
feeding dish is best way to reject disturbances in the flow process input.
Keywords: Distillation Columns, Hysys®, Control, Distributed Heating.
LISTA DE FIGURAS
Figura 2-1 Esquema de uma coluna de destilação simples ........................... 6 Figura 2-2 Variáveis controladas e correntes manipuladas em uma coluna
clássica ................................................................................................. 10 Figura 2-3 Configuração de uma coluna hipotética (a) típica; (b) com
aquecimento distribuído ao longo da coluna ...................................... 13 Figura 3-1 Unidade piloto ........................................................................... 17 Figura 3-2 Prato perfurado existente em cada módulo .............................. 18 Figura 3-3 Vista superior dos módulos com detalhamento do prato (a) Com
resistência elétrica, (b) Convencional .................................................. 19 Figura 3-4 Ilustração geral das malhas de controle implementadas .......... 21 Figura 3-5 Seleção de componentes – HYSYS
® ............................................ 23
Figura 3-6 Seleção do Modelo Termodinâmico – HYSYS® ........................... 23
Figura 3-7 Visualização do PFD - HYSYS® ..................................................... 24
Figura 3-8 Caracterização da corrente de energia ...................................... 25 Figura 3-9 Perfis de temperatura obtidos experimentalmente e por
simulação ............................................................................................. 28 Figura 3-10 Definição de parâmetros de uma válvula - HYSYS
® .................. 29
Figura 3-11 Especificação de parâmetros da coluna – HYSYS® .................... 30
Figura 3-12 Dimensionamento dos reservatórios com acúmulo - HYSYS® .. 30
Figura 3-13 Ajuste dos parâmetros dos controladores PID – HYSYS® ......... 32
Figura 3-14 Modo PFD Dinâmico – Hysys® .................................................. 33
Figura 3-15 Correntes internas - Modo PFD dinâmico - Hysys® .................. 33
Figura 4-1 Resposta ao degrau na composição de destilado ...................... 37 Figura 4-2 Variação na abertura de válvula refluxo .................................... 38 Figura 4-3 Controle de nível da base ........................................................... 39 Figura 4-4 Vazão de produto de fundo ....................................................... 39 Figura 4-5 Controle de nível do condensador ............................................. 40 Figura 4-6 Variação na abertura de válvula de produto de topo ................ 40 Figura 4-7 Controle de temperatura da base .............................................. 41 Figura 4-8 Abertura de válvula de fornecimento de calor na base ............. 41 Figura 4-9 Controle de temperatura do segundo prato .............................. 42 Figura 4-10 Calor fornecido ao segundo prato ........................................... 42 Figura 4-11 Perfil de temperatura - Seção de esgotamento - Controle
convencional ........................................................................................ 44 Figura 4-12 Perfil de temperatura - Seção de esgotamento - Aquecimento
constante do prato 2 ........................................................................... 45 Figura 4-13 Perfil de temperatura - Seção de esgotamento - Controle de
temperatura do prato 8 ....................................................................... 45
Figura 4-14 Perfil de temperatura - Seção de esgotamento - Controle de temperatura do prato 2 ....................................................................... 46
Figura 4-15 Perfil de temperatura - Seção de esgotamento - Controle de temperatura do prato 3 ....................................................................... 46
Figura 4-16 Perfil de temperatura - Seção de esgotamento - Controle de temperatura do prato 4 ....................................................................... 47
Figura 4-17 Perfil de temperatura - Seção de retificação - Controle convencional ........................................................................................ 48
Figura 4-18 Perfil de temperatura - Seção de retificação - Controle prato 2 ............................................................................................................. 48
Figura 4-19 Perfil de temperatura - Seção de retificação - Controle prato 4 ............................................................................................................. 49
Figura 4-20 Perfil de temperatura - Seção de retificação - Controle prato 8 ............................................................................................................. 49
Figura 4-21 Temperatura do segundo prato - Controle de temperatura do prato 2 ................................................................................................. 50
Figura 4-22 Calor fornecido ao prato 2 - Controle de temperatura do prato 2 ........................................................................................................... 51
Figura 4-23 Temperatura do quarto prato - Controle de temperatura do prato 4 ................................................................................................. 51
Figura 4-24 Calor fornecido ao prato 4 - Controle de temperatura do prato 4 ........................................................................................................... 52
Figura 4-25 Temperatura do oitavo prato - Aquecimento distribuído prato 8 ........................................................................................................... 52
Figura 4-26 Calor fornecido ao prato 8 - Controle de temperatura do prato 8 ........................................................................................................... 53
Figura 4-27 Temperatura da base - Controle convencional e aquecimento constante do prato 2 ........................................................................... 54
Figura 4-28 Temperatura da base - Controle convencional e controle de temperatura do prato 2 ....................................................................... 54
Figura 4-29 Temperatura da base - Controle de temperatura dos pratos 2 e 8 ........................................................................................................... 55
Figura 4-30 Temperatura da base - Controle de temperatura dos pratos 2 e 4 ........................................................................................................... 55
Figura 4-31 Calor fornecido pelo refervedor - Controle convencional e aquecimento constante do prato 2 ..................................................... 56
Figura 4-32 Calor adicionado na coluna - Controle de temperatura do prato 8 ........................................................................................................... 57
Figura 4-33 Calor fornecido na base - Controle de temperatura pratos 2 e 4 ............................................................................................................. 57
Figura 4-34 Nível da base - Controle convencional ..................................... 58 Figura 4-35 Abertura de válvula vazão de base - Controle convencional ... 59 Figura 4-36 Nível acumulador - Controle convencional e aquecimento
constante do prato 2 ........................................................................... 60 Figura 4-37 Abertura de válvula vazão de topo - Controle convencional e
aquecimento constante do prato 2 ..................................................... 60 Figura 4-38 Nível acumulador: controle convencional e temperatura do
prato 3 ................................................................................................. 61 Figura 4-39 Abertura válvula: controle convencional e temperatura do
prato 3 ................................................................................................. 61 Figura 4-40 Nível acumulador - Controle de temperatura dos pratos 3 e 4 62 Figura 4-41 Abertura de válvula - Controle de temperatura dos pratos 3 e 4
............................................................................................................. 62 Figura 4-42 Nível acumulador - Controle de temperatura dos Pratos 4 e 11
............................................................................................................. 63 Figura 4-43 Abertura de válvula - Controle de temperatura dos pratos 4 e
11 ......................................................................................................... 63 Figura 4-44 Composição do destilado - Controle convencional e
aquecimento constante do prato 2 ..................................................... 64 Figura 4-45 Composição do destilado - Controle convencional e controle de
temperatura do prato 2 ....................................................................... 65 Figura 4-46 Composição do destilado - Controle temperatura dos pratos 5
e 11 ...................................................................................................... 66 Figura 4-47 Composição do destilado - Controle de temperatura dos pratos
3 e 4 ..................................................................................................... 66 Figura 4-48 Composição de destilado - Controle convencional - ................ 68 Figura 4-49 Composição de destilado - Controle de temperatura do prato 8
............................................................................................................. 68 Figura 4-50 Perfil temperatura - Esgotamento - Controle convencional .... 71 Figura 4-51 Perfil temperatura - Esgotamento - Aquecimento constante
prato 2 ................................................................................................. 71 Figura 4-52 Perfil temperatura - Esgotamento - Aquecimento constante
prato 2 ................................................................................................. 72 Figura 4-53 Perfil temperatura - Esgotamento - Controle temperatura prato
4 ........................................................................................................... 72 Figura 4-54 Perfil temperatura - Esgotamento - Controle temperatura prato
8 ........................................................................................................... 73 Figura 4-55 Perfil de temperatura - Seção de retificação - Controle
convencional ........................................................................................ 74
Figura 4-56 Perfil de temperatura - Seção de retificação - Aquecimento distribuído prato 2 ............................................................................... 74
Figura 4-57 Perfil de temperatura - Seção de Retificação - Controle de temperatura prato 4 ............................................................................ 75
Figura 4-58 Perfil de temperatura - Seção de Retificação - Controle de temperatura prato 8 ............................................................................ 75
Figura 4-59 Temperatura do segundo prato - Controle de temperatura do prato 2 ................................................................................................. 76
Figura 4-60 Temperatura do quarto prato - Controle de temperatura do prato 4 ................................................................................................. 77
Figura 4-61 Temperatura do oitavo prato - Controle de temperatura do prato 8 ................................................................................................. 77
Figura 4-62 Calor fornecido ao segundo prato - Controle temperatura do prato 2 ................................................................................................. 78
Figura 4-63 Calor fornecido ao quarto prato - Controle temperatura do prato 4 ................................................................................................. 78
Figura 4-64 Calor Fornecido ao oitavo prato – Controle temperatura do prato 8 ................................................................................................. 79
Figura 4-65 Nível da base - Controle convencional, aquecimento constante e controle de temperatura do prato 2 ................................................. 80
Figura 4-66 Vazão molar líquida - Seção esgotamento – Controle convencional ........................................................................................ 80
Figura 4-67 Vazão molar interna de líquido - Seção de esgotamento – Aquecimento constante prato 2 .......................................................... 81
Figura 4-68 Vazão molar interna de líquido - Seção de esgotamento – Controle de temperatura do prato 2 ................................................... 81
Figura 4-69 Nível da base - Controle de temperatura do prato 4 e aquecimento constante do prato 2 ..................................................... 82
Figura 4-70 Nível base - Controle temperatura prato 11/Aquecimento do prato 2 ................................................................................................. 83
Figura 4-71 Abertura de válvula - Controle temperatura pratos 2 e 11 ...... 83 Figura 4-72 Temperatura da base - Controle convencional e aquecimento
constante do prato 2 ........................................................................... 84 Figura 4-73 Temperatura da base - Controle de temperatura e
aquecimento constante do prato 2 ..................................................... 85 Figura 4-74 Temperatura da base - Controle temperatura do prato 4 e
aquecimento constante do prato 2 ..................................................... 85 Figura 4-75 Temperatura da base - Controle temperatura do prato 8 e
aquecimento constante do prato 2 ..................................................... 86
Figura 4-76 Calor refervedor - Controle convencional e aquecimento do prato 2 ................................................................................................. 87
Figura 4-77 Calor fornecido para coluna - Controle de temperatura do Prato 2 ................................................................................................. 87
Figura 4-78 Calor fornecido para coluna - Controle de temperatura do Prato 4 ................................................................................................. 88
Figura 4-79 Calor fornecido para coluna - Controle de temperatura do Prato 8 ................................................................................................. 88
Figura 4-80 Nível acumulador - Controle convencional, aquecimento constante e controle de temperatura do prato 2 ............................... 89
Figura 4-81 Abertura de válvula - Vazão de destilado - Controle convencional, aquecimento constante e controle de temperatura do segundo prato ..................................................................................... 90
Figura 4-82 Nível acumulador - Controle de temperatura dos pratos 4 e 11 ............................................................................................................. 90
Figura 4-83 Composição destilado - Controle convencional e controle de temperatura dos pratos 2 e 4 .............................................................. 91
Figura 4-84 Composição do destilado - Aquecimento constante do prato 2 e controle de temperatura dos pratos 2 e 3........................................ 92
Figura 4-85 Composição do destilado - Controle temperatura dos pratos 8 e 11 ...................................................................................................... 93
Figura 4-86 Abertura de válvula - Vazão de refluxo - Controle de temperatura dos pratos 2, 4 e 11 ........................................................ 93
Figura 4-87 Perfil de temperatura - Seção esgotamento - Controle convencional ........................................................................................ 95
Figura 4-88 Perfil de temperatura - Seção de esgotamento - Aquecimento constante do prato 2 ........................................................................... 95
Figura 4-89 Perfil temperatura - Esgotamento - Controle temperatura do prato 2 ................................................................................................. 96
Figura 4-90 Perfil temperatura - Esgotamento - Controle temperatura do prato 4 ................................................................................................. 96
Figura 4-91 Perfil de temperatura - Seção de esgotamento - Controle de temperatura do prato 8 ....................................................................... 97
Figura 4-92 Perfil de temperatura - Seção de retificação - Controle convencional ........................................................................................ 98
Figura 4-93 Perfil de temperatura - Seção de retificação - Aquecimento constante do prato 2 ........................................................................... 98
Figura 4-94 Perfil de temperatura - Seção de retificação - Controle de temperatura do prato 2 ....................................................................... 99
Figura 4-95 Perfil de temperatura - Seção de retificação - Controle de temperatura do prato 8 ....................................................................... 99
Figura 4-96 Temperatura oitavo prato - Aquecimento distribuído prato 8 ........................................................................................................... 100
Figura 4-97 Calor adicionado oitavo prato - Controle de temperatura do prato 8 ............................................................................................... 101
Figura 4-98 Temperatura do estágio - Controle de temperatura dos pratos 2 e 4 ................................................................................................... 101
Figura 4-99 Calor fornecido ao estágio - Controle de temperatura pratos 2 e 4 ...................................................................................................... 102
Figura 4-100 Nível da base - Controle convencional e aquecimento constante do prato 2 ......................................................................... 103
Figura 4-101 Nível da base - Controle de temperatura dos pratos 4 e 11 104 Figura 4-102 Abertura de válvula - Vazão de base .................................... 104 Figura 4-103 Temperatura da base - Controle convencional e aquecimento
constante do prato 2 ......................................................................... 105 Figura 4-104 Temperatura da base - Controle de temperatura dos pratos 2
e 4 ...................................................................................................... 106 Figura 4-105 Temperatura base - Controle temperatura do prato 8 e
aquecimento constante do prato 2 ................................................... 107 Figura 4-106 Calor adicionado pelo refervedor - Controle convencional,
aquecimento constante do prato 2 e controle de temperatura dos pratos 2 e 8 ........................................................................................ 107
Figura 4-107 Nível do acumulador - Controle convencional e aquecimento constante do prato 2 ......................................................................... 108
Figura 4-108 Nível do acumulador - Controle de temperatura dos pratos 2 e 8 ......................................................................................................... 109
Figura 4-109 Abertura de válvula - Vazão de destilado - Controle convencional e controle de temperatura dos pratos 2 e 8 ................ 110
Figura 4-110 Composição de destilado - Controle convencional e aquecimento constante do prato 2 ................................................... 111
Figura 4-111 Composição de destilado - Controle de temperatura dos prato 2 e 4 ................................................................................................... 111
Figura 4-112 Composição de destilado - Controle de temperatura pratos 8 e 11 .................................................................................................... 112
Figura 4-113 Abertura de válvula - Vazão de refluxo - Controle de temperatura dos pratos 2 e 11 .......................................................... 112
LISTA DE TABELAS
Tabela 1 Caracterização da corrente de alimentação ................................. 24 Tabela 2 Especificações para a simulação no modo estático ...................... 25 Tabela 3 Eficiência dos estágios .................................................................. 26 Tabela 4 Dados experimentais e simulados da corrente de fundo em estado
estacionário ......................................................................................... 27 Tabela 5 Dados experimentais e simulados da corrente de topo em estado
estacionário ......................................................................................... 27 Tabela 6 Malhas de controle ....................................................................... 32 Tabela 7 Caracterização da corrente de alimentação ................................. 43 Tabela 8 Configurações de aquecimento distribuído com melhores
desempenhos frente a perturbações na temperatura da corrente de alimentação ......................................................................................... 69
Tabela 9 Caracterização da corrente de alimentação ................................. 70 Tabela 10 Estratégias de controle ou configurações de aquecimento
distribuído com melhores desempenhos para cada malha de controle, frente a perturbações positivas na vazão da corrente de alimentação ........................................................................................................... 114
Tabela 11 Estratégias de controle ou configurações de aquecimento distribuído com melhores desempenhos para cada malha de controle, frente a perturbações negativas na vazão da corrente de alimentação ........................................................................................................... 114
LISTA DE ABREVIATURAS E SIGLAS
AD - Assistente Dinâmico
B - Vazão de produto de base
D - Vazão de destilado
F - Vazão de alimentação
FC - Controlador de vazão
FIC100 - Controlador PID da vazão de refluxo
FIC102 - Controlador PID da vazão de Alimentação
L - Vazão de líquido
LC - Controlador de nível
LCP - Laboratório de Controle de Processos
LIC100 - Controlador PID do nível do acumulador
LIC101 - Controlador PID do nível da base
MV - Variável manipulada
OP - Abertura de válvula
P - Pressão
PID - Controlador Proporcional-Integrativo-Derivativo
Pt100 - Sensores de temperatura
PV - Variável do processo
Q100 - Calor fornecido pelo aquecimento distribuído
Qc - Calor retirado pelo condensador
Qr - Calor adicionado pelo refervedor
R - Vazão de refluxo
R2 - Resistência elétrica instalada no segundo prato
SP - Set Point
T - Temperatura
TC - Controlador de temperatura
V - Vazão de vapor
X - Composição volumétrica
XIC100 - Controlador PID da composição de destilado
SUMÁRIO
CAPÍTULO 1 - INTRODUÇÃO ...................................................... 1
1.1 IMPORTÂNCIA DO ESTUDO ................................................. 1 1.2 OBJETIVOS .......................................................................... 3 1.3 ESTRUTURA DO TRABALHO ................................................. 3
CAPÍTULO 2 - REVISÃO BIBLIOGRÁFICA ..................................... 5
2.1 COLUNAS DE DESTILAÇÃO ................................................... 5 2.2 TRANSIENTES DE OPERAÇÃO ............................................... 7 2.3 SISTEMAS DE CONTROLE ..................................................... 9 2.3.1 CONTROLE DE INVENTÁRIO ......................................................... 10 2.3.2 CONTROLE DE COMPOSIÇÃO ....................................................... 11 2.4 MINIMIZAÇÃO DE TRANSIENTES ........................................ 11 2.5 CONTROLE COM AÇÃO DISTRIBUÍDA ................................. 13 2.6 SIMULAÇÃO DE PROCESSOS .............................................. 14 2.6.1 O SOFTWARE HYSYS
® ................................................................. 16
CAPÍTULO 3 - MATERIAIS E MÉTODOS ..................................... 17
3.1 DESCRIÇÃO DA UNIDADE EXPERIMENTAL .......................... 17 3.2 IMPLEMENTAÇÃO DO MODELO ......................................... 21 3.3 DESENVOLVIMENTO DO MODELO ESTÁTICO ...................... 22 3.3.1 SELEÇÃO DOS COMPONENTES ..................................................... 22 3.3.2 SELEÇÃO DO MODELO TERMODINÂMICO ....................................... 23 3.3.3 CARACTERIZAÇÃO DA CARGA DO SISTEMA ..................................... 24 3.3.4 CONSTRUÇÃO DO FLUXOGRAMA .................................................. 24 3.3.5 ESPECIFICAÇÃO DOS GRAUS DE LIBERDADE .................................... 26 3.3.6 VALIDAÇÃO DA SIMULAÇÃO EM MODO ESTÁTICO............................ 26 3.3.6.1 Eficiência dos Pratos .......................................................... 26 3.3.6.2 Correntes de topo e fundo ................................................ 27 3.3.6.3 Perfil de Temperatura ....................................................... 27 3.4 DESENVOLVIMENTO DO MODELO DINÂMICO .................... 29
3.5 MALHAS DE CONTROLE ..................................................... 30 3.6 DETERMINAÇÃO DAS PERTURBAÇÕES E ESTRATÉGIAS DE CONTROLE ................................................................................. 34 3.7 AVALIAÇÃO DOS EFEITOS DAS PERTURBAÇÕES .................. 34
CAPÍTULO 4 - RESULTADOS E DISCUSSÃO ................................. 37
4.1 MUDANÇAS NO SET-POINT DA COMPOSIÇÃO DE DESTILADO 37 4.2 DEGRAU NEGATIVO NA TEMPERATURA DE ALIMENTAÇÃO . 43 4.2.1 PERFIL DE TEMPERATURA ............................................................ 43 4.2.1.1 Seção de esgotamento ...................................................... 44 4.2.1.2 Seção de retificação ........................................................... 47 4.2.2 MALHA DE CONTROLE TEMPERATURA - AQUECIMENTO DISTRIBUÍDO
(DETALHAMENTO DOS PRATOS 2, 4 E 8) .................................................... 50 4.2.3 MALHA DE CONTROLE DE TEMPERATURA DA BASE .......................... 53 4.2.4 MALHA DE CONTROLE DE NÍVEL DA BASE ....................................... 58 4.2.5 MALHA DE CONTROLE DE NÍVEL DO ACUMULADOR .......................... 59 4.2.6 CONTROLE DE COMPOSIÇÃO DE DESTILADO ................................... 64 4.3 DEGRAU POSITIVO - TEMPERATURA DE ALIMENTAÇÃO ...... 67 4.3.1 ANÁLISE DOS DADOS ................................................................. 67 4.4 CONCLUSÕES - PERTURBAÇÃO NA TEMPERATURA DE ALIMENTAÇÃO .......................................................................... 69 4.5 DEGRAU NEGATIVO NA VAZÃO DE ALIMENTAÇÃO ............. 70 4.5.1 PERFIL DE TEMPERATURA ............................................................ 70 4.5.1.1 Seção de esgotamento ...................................................... 70 4.5.1.2 Seção de retificação ........................................................... 73 4.5.2 MALHA CONTROLE DE TEMPERATURA - AQUECIMENTO DISTRIBUÍDO 76 4.5.3 MALHA DE CONTROLE DE NÍVEL DA BASE ...................................... 79 4.5.4 MALHA DE CONTROLE DE TEMPERATURA DA BASE .......................... 84 4.5.5 MALHA DE CONTROLE DE NÍVEL DO ACUMULADOR ........................ 89 4.5.6 MALHA DE CONTROLE DE COMPOSIÇÃO DE DESTILADO .................... 91 4.6 DEGRAU POSITIVO NA VAZÃO DE ALIMENTAÇÃO ............... 94 4.6.1 PERFIL DE TEMPERATURA ............................................................ 94 4.6.1.1 Seção de esgotamento ...................................................... 94 4.6.1.2 Seção de retificação ........................................................... 97
4.6.2 MALHA DE CONTROLE DE TEMPERATURA - AQUECIMENTO
DISTRIBUÍDO......................................................................................100 4.6.3 MALHA DE CONTROLE DE NÍVEL DA BASE ..................................... 102 4.6.4 MALHA DE CONTROLE DE TEMPERATURA DA BASE ........................ 105 4.6.5 MALHA DE CONTROLE DE NÍVEL DO ACUMULADOR ...................... 108 4.6.6 MALHA DE CONTROLE DE COMPOSIÇÃO DE DESTILADO .................. 110 4.7 CONCLUSÕES - PERTURBAÇÃO NA VAZÃO DE ALIMENTAÇÃO...........................................................................113
CAPÍTULO 5 - CONCLUSÕES ................................................... 117
5.1 SUGESTÕES PARA TRABALHOS FUTUROS ......................... 118
REFERÊNCIAS BIBLIOGRÁFICAS ................................................ 121
Capítulo 1 - INTRODUÇÃO
Nos últimos anos diversas técnicas avançadas de controle vêm
sendo testadas em colunas de destilação visando diminuir seus
transientes de operação. Além disto, existem estudos que propõem a
mudança da configuração convencional da coluna, como é o caso da
estratégia de controle baseada em ação distribuída. O método consiste
na inserção de pontos intermediários de aquecimento ao longo da coluna
de destilação, diferentemente do método convencional onde o calor é
fornecido exclusivamente em sua base. Essa estratégia foi inicialmente
testada de forma experimental por Marangoni (2005), em uma unidade
piloto que foi projetada e construída como parte de seu trabalho. Na
mesma linha de pesquisa, Werle (2007) modificou as condições de
operação da planta, buscando uma melhora na redução dos transientes,
além de realizar uma avaliação do gasto energético do processo.
Visando dar continuidade a esta linha de pesquisa, este trabalho
propõe a utilização do software comercial Hysys® para o
desenvolvimento de uma simulação de coluna de destilação operando
com aquecimento distribuído. A partir das simulações é possível ter
acesso a diversas informações não disponíveis experimentalmente,
principalmente no que diz respeito às variáveis internas da coluna. Além
disto, diferentemente da planta experimental, a simulação permite
implementar uma malha de controle da composição do destilado, com o
objetivo de comprovar a manutenção da qualidade dos produtos.
Neste capítulo será apresentada a motivação do trabalho, bem
como os objetivos e sua importância para a indústria de petróleo e gás.
1.1 IMPORTÂNCIA DO ESTUDO
A destilação é um dos processos de separação mais utilizados nas
indústrias químicas e petroquímicas. O equipamento mais comum
para realizar a destilação é a coluna com pratos, que consiste de
uma seqüência vertical de estágios onde ocorre o contato entre o vapor e
o líquido. Para a indústria de petróleo, a etapa de destilação é aquela
mais onerosa e que mais oferece oportunidades de estudo, otimização e
implementação de novas estratégias de controle devido a sua
complexidade e comportamento não-linear.
As colunas de destilação são um dos equipamentos de separação
mais utilizados na indústria petroquímica. Estes equipamentos estão
relacionados com grande parte do consumo energético nestas indústrias.
Segundo Kalid (1999), nos últimos 20 anos, com o aumento
significativo nos custos da energia, adotou-se uma nova orientação no
projeto conceitual das novas plantas, bem como alterações nas
existentes. Tornou-se necessário uma análise econômica mais detalhada
entre o capital investido e custos com energia, visando a obtenção de
sistemas mais eficientes energeticamente.
Deste modo, o desenvolvimento de estratégias de controle possui
um significado particular do ponto de vista econômico. O rápido alcance
do estado estacionário minimiza o tempo necessário para atender as
especificações desejadas do produto quando o sistema é perturbado.
Entretanto, inúmeras dificuldades encontradas no controle destas
unidades são responsáveis pela geração de transientes longos no
processo, resultando em produto não desejado.
A implementação de técnicas avançadas de controle é uma das
soluções mais utilizadas para minimizar transientes nas colunas de
destilação. Porém, uma alternativa que vem sendo proposta é a mudança
da configuração convencional da coluna. Modificações em sua estrutura
física podem melhorar o desempenho do processo e, por consequência,
dos controladores (MARANGONI 2005).
Inúmeras alterações na estrutura física da coluna são testadas
visando melhorias de eficiência e consumo energético. Neste contexto,
diversas técnicas têm sido apresentadas na literatura, tais como a coluna
de parede dividida (WRIGHT, 1949), sendo esta posteriormente
nomeada como coluna Petlyuk após um estudo teórico detalhado
apresentado por (PETLYUK et al., 1965). São relatadas também a
coluna de destilação com bomba assistida (NULL, 1976), coluna de
destilação diabática (FONYO, 1974), colunas inter acopladas
(HASELDEN, 1977) e coluna de destilação com integração
energética concêntrica (GOVIND, 1986). Finalmente, tem-se os
processos com transferência de energia fracionados, tais como a coluna
casco e tubo (ASO et al., 1998) e a coluna com trocador de calor
compacto (MAH, 1980; TUNG et al., 1986).
O controle de colunas de destilação é normalmente realizado
centralizado na base e no topo. Marangoni (2005) propôs uma nova
estratégia de controle com aquecimento distribuído nos pratos,
diferentemente dos métodos convencionais normalmente utilizados,
conseguindo diminuir os transientes de operação. Werle (2007) realizou
estudos nesta mesma unidade testando outras condições de operação,
que visavam, além da minimização de transientes de operação, fazer
uma avaliação do gasto energético lançando mão também da estratégia
de controle distribuído, novamente obtendo resultados positivos que
viabilizam o processo.
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Por meio deste trabalho, visa-se dar segmento a esta linha de
pesquisa. A finalidade deste estudo é desenvolver um simulador em
ambiente Hysys®, onde serão estudadas estratégias de controle de
unidades de destilação operando com aquecimento distribuído.
1.2 OBJETIVOS
Neste trabalho está se propondo o desenvolvimento de um
simulador de uma coluna de destilação utilizando o software comercial
Hysys®. As simulações tem como objetivo o estudo de uma estratégia de
controle com ação distribuída nos pratos visando minimizar os
transientes de operação de torres de destilação, focando principalmente
nas variáveis internas da coluna, que não podem ser medidas
experimentalmente. O trabalho foi desenvolvido tendo como base a
coluna de destilação com aquecimento distribuído situada no
Laboratório de Controle de Processos do Departamento de Engenharia
Química da Universidade Federal de Santa Catarina.
De forma específica este trabalho visa:
i. utilizar o software Hysys®
para desenvolver um simulador
computacional que permita estudar diferentes estratégias e técnicas de
controle em colunas de destilação;
ii. verificar o comportamento das variáveis internas da coluna,
difíceis de serem medidas experimentalmente;
iii. introduzir uma malha de controle de composição de destilado
para verificar se a estratégia de controle com ação distribuída, além de
minimizar os transientes, mantém a qualidade dos produtos;
iv. encontrar a melhor localização da ação de controle distribuída
frente a perturbações na temperatura e vazão da corrente de alimentação;
1.3 ESTRUTURA DO TRABALHO
A dissertação segue a seguinte ordem:
Iniciou-se com o Capítulo 1 apresentando, uma introdução sobre o
assunto abordado, bem como a importância e os objetivos do estudo.
No Capítulo 2 apresenta-se uma revisão dos conceitos relativos às
colunas de destilação, com foco na descrição das características do
processo que geram transientes e nas respectivas estratégias de controle
para minimizar este aspecto. A estratégia de controle com ação
distribuída é descrita detalhadamente no final do capítulo.
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No Capítulo 3 é feita uma breve descrição da coluna de destilação
localizada no Laboratório de Controle de Processos do Departamento de
Engenharia Química, na Universidade Federal de Santa Catarina.
A seguir, no Capítulo 4, se apresenta o software HYSYS, bem
como o desenvolvimento das simulações nos estados estacionário e
dinâmico e sua validação a partir de dados experimentais.
No Capítulo 5 são mostrados os resultados e análises do
desempenho das variáveis e malhas de controle frente às perturbações na
temperatura e na vazão da corrente de alimentação. Diversas disposições
de aquecimento distribuído foram testados até se encontrar a melhor
estratégia de controle.
Finalmente, no Capítulo 6, são apresentadas as conclusões e
sugestões para futuros trabalhos.
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Capítulo 2 - REVISÃO BIBLIOGRÁFICA
Neste capítulo será apresentado o processo de destilação em
colunas de fracionamento, com foco nos longos transientes de operação
existentes nesta operação unitária. Na seqüência serão discutidos os
principais níveis e estratégias de controle típicas de colunas de
destilação que visam, entre outros fatores, a minimização destes
transientes. Também apresenta-se a estratégia de controle baseada na
ação distribuída de aquecimento, que é o principal objetivo de estudo
deste trabalho. Por fim, será apresentada uma breve descrição sobre
simulação de processos e sobre o software escolhido para a realização
deste trabalho.
2.1 COLUNAS DE DESTILAÇÃO
A coluna de destilação com pratos é o equipamento mais comum
para se realizar a separação dos componentes de uma mistura e consiste
em uma sequência vertical de estágios onde ocorre o contato entre o
vapor e o líquido. Se a alimentação é introduzida em um certo ponto ao
longo da coluna, esta é dividida em uma seção superior que é chamada
freqüentemente de seção de retificação, e uma abaixo, chamada de seção
de esgotamento.
Devido à diferença de gravidade entre as fases vapor e líquida, o
líquido escoa pela coluna, cascateando prato a prato, enquanto o vapor
flui para cima da coluna, contatando o líquido em cada estágio. O vapor
e o líquido fluem em contracorrente, visando a transferência de massa e
calor mediante contato intenso entre as duas fases presentes.
Colunas de destilação também possuem um condensador e um
refervedor localizados na base e no topo da torre, respectivamente. A
maior pressão é proveniente do refervedor, cuja função é produzir o
vapor que ascende à coluna. O condensador é responsável pela
condensação dos vapores que chegam ao topo da coluna e seguem para
um acumulador; deste, parte retorna para o topo da coluna como refluxo
e o restante é retirado como produto de topo. O refluxo promove o
resfriamento necessário para condensar o vapor que ascende à coluna,
pois é responsável pela corrente de líquido acima da alimentação,
aumentando a eficiência da torre de destilação.
Este procedimento de fluxo global de uma coluna destilação
fornece contato contracorrente entre o vapor e o líquido em todos os
pratos da coluna. As fases vapor e líquida alcançam o equilíbrio térmico
e de pressão dependentes da eficiência de separação de cada prato. O
componente mais volátil tende a se concentrar na fase vapor, enquanto o
menos volátil tende para a fase líquida. O resultado é o aumento da
concentração do componente mais volátil na fase vapor e o seu
conseqüente esgotamento na fase líquida. A separação global encontrada
entre o destilado e o fundo depende, principalmente, das volatilidades
relativas dos componentes, do número de pratos e da relação entre a taxa
de fluxo da fase líquida para o vapor. Na Figura 2.1 é mostrado um
esquema de uma coluna de destilação tradicional.
Figura 2-1 Esquema de uma coluna de destilação simples
Fonte: Marangoni, 2005
Na prática, o contato entre as fases em cada estágio em equilíbrio
é promovido fisicamente através dos chamados pratos da coluna de
destilação ou pelo recheio (colunas recheadas). Os tipos de prato
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diferem entre si na capacidade das taxas de escoamento do líquido ou do
vapor. O prato mais simples utilizado é o perfurado.
Em cada prato o sistema atinge o equilíbrio porque parte do
componente menos volátil condensa do vapor ascendente para o líquido,
aumentando, assim, a percentagem do constituinte mais volátil no vapor,
e partes dos constituintes mais voláteis são vaporizadas do líquido sobre
o prato, diminuindo, assim, a concentração do mais volátil no líquido. O
número de moléculas que passa em cada direção é aproximadamente o
mesmo, pois a quantidade de calor liberada por uma molécula de vapor
ascendente ao condensar é, aproximadamente, igual ao calor necessário
para vaporizar uma molécula.
As colunas de recheio são usadas com maior freqüência para
remover os contaminantes de um fluxo de gás (absorção). Também são
aplicadas na remoção de componentes voláteis de um fluxo líquido, por
contato com um gás inerte que escoa em contracorrente. Além disso,
também são utilizadas em destilações onde a separação é
particularmente difícil devido à proximidade dos pontos de ebulição dos
componentes da mistura.
O processo de transferência de massa em colunas de destilação é
bastante complexo. Para que haja uma transferência de massa efetiva
entre as fases, o contato líquido/vapor deve ocorrer sob o regime
turbulento, uma vez que a turbulência aumenta a taxa de transferência de
massa por unidade de área, pois ajuda a dispersar um fluido em outro e
aumenta a área interfacial (SOARES, 2000).
O transporte de massa entre as fases, no caso de um prato
perfurado, ocorre pela interação entre as bolhas do vapor formado nos
furos e o líquido circunvizinho, entre o líquido e o vapor misturados na
massa aerada e entre o líquido borrifado no espaço entre pratos e o
vapor ascendente (PERRY e CHILTON, 1973)
2.2 TRANSIENTES DE OPERAÇÃO
A formação de transientes em uma coluna de destilação ocorre
quando o processo é perturbado e as características deste, tais como
acoplamento de variáveis, não linearidades, atrasos e constantes de
tempo elevadas, limitam a eficiência do sistema de controle. Fatores
externos que induzem a modificação do ponto de operação da unidade,
como mudanças na composição de alimentação e sistema a ser destilado,
também podem ser responsáveis pela formação de transientes
(MARANGONI, 2005).
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Colunas de destilação apresentam comportamento dinâmico
lento. Em virtude da separação ser realizada em estágios, e cada estágio
representar um ponto de equilíbrio, o tempo morto é incrementado a
cada estágio da coluna, gerando o atraso hidráulico. Geralmente, o
tempo morto em cada prato fica em torno de 3 a 6 segundos. Sendo
assim, uma coluna com 30 pratos na seção de retificação, apresenta um
atraso entre 1,5 e 3 minutos, entre o prato de alimentação e o fundo da
coluna. Por este motivo, a destilação pode ser representada por processo
acoplado em série (KALID, 2000).
Alterações na composição da alimentação, por exemplo,
provocam mudanças primárias nas composições dos pratos.
Consequentemente, as correntes de líquido e vapor no interior da coluna
são alteradas e mudanças secundárias nas composições são observadas.
Enquanto não ocorre a estabilização das composições nos pratos, o novo
estado estacionário não será alcançado, acarretando num incremento do
tempo morto em virtude da separação em estágios. Além disso, ações na
base devem superar o tempo morto de toda a coluna para refletirem
mudanças no topo, verificando-se o mesmo na situação contrária. Este
fator pode ser considerado um forte responsável pela geração de
transientes em colunas de destilação (WERLE, 2007).
O processo de destilação apresenta comportamento não linear,
uma vez que o ponto de operação no qual uma coluna é perturbada
determina seu estado estacionário final. Esse comportamento não linear
está associado ao acoplamento das variáveis controladas e manipuladas,
ao equilíbrio líquido-vapor e as características dos equipamentos
(ANSARI e TADÉ, 2000). Não linearidades também podem estar
associadas à separação de misturas que não possuem volatilidade
constante ou que são azeotrópicas (KIVA, HILMEN e SKOGESTAD,
2003). Ainda, observam-se características não lineares no
funcionamento dos sensores e atuadores que compõe a instrumentação,
na perda de carga gerada pela construção das tubulações e devido as
características de projeto do prato e de variáveis de operação como a
queda de pressão.
Unidades de destilação são multivariáveis com interações
significativas (MARLIN, 1995). Ações tomadas em certo ponto da
coluna poderão afetar o controle de outra variável em outra malha.
Interações entre controladores podem ser minimizadas parcialmente
através do ajuste do controlador.
Inúmeros estudos enfocam esta relação entre os pares que
produzem menor interação e os que podem ser implementados na
prática. Estes consistem em técnicas diferentes de desacoplamento, na
08
melhor seleção da estrutura de controle e em modificações na lei de
controle. Ainda, algumas técnicas propondo novos ajustes dos
controladores são estudadas, como a proposta de Gilbert et al. (2003) no
domínio da freqüência e de Volk et al. (2005) fazendo uso de restrições
no modelo. Os estudos realizados por Sakizlis et al. (2004) apresentam
um resumo de muitas destas técnicas citadas (apud MARANGONI,
2005).
2.3 SISTEMAS DE CONTROLE
O controle de uma coluna de destilação deve garantir a segurança
do processo, a especificação dos produtos e respeitar as restrições de
operação e regulamentação ambiental, tudo isto visando a economia no
processo (SKOGESTAD, 1997). Outros autores, como Remberg Et al.,
(1994), afirmam que o controle de uma coluna de destilação deve levar
em consideração cinco aspectos: (1) especificação dos produtos, (2)
variações na qualidade, (3) recuperação do produto, (4) custo das
utilidades e (5) práticas de operação.
Quando estes requisitos são atendidos, a coluna de destilação está
em operação normal. Vários fatores podem afetar a operação normal de
uma coluna de destilação, desde as condições de alimentação e refluxo,
condições do vapor de aquecimento e até mesmo as condições do
tempo. Quando a produção sai da operação normal, têm-se transientes
muito elevados. Sendo assim, o controle deve ser projetado de tal forma
que minimize os efeitos das variações, fazendo a coluna voltar à
operação normal e, preferencialmente, minimizando a duração destes
transientes (SCHERER, 2009).
A definição da estratégia de controle a ser adotada é uma tarefa
complexa e é necessário conhecer a dinâmica do processo, o que requer
um profundo estudo do processo de destilação e de teoria de controle. A
definição da estratégia de controle diz respeito a determinar quais
variáveis devem ser controladas, quais devem ser manipuladas e como
devem interconectar-se. As variáveis tipicamente controladas em uma
coluna de destilação sem retiradas laterais são: pressão na coluna, nível
de líquido na base, nível de líquido no acumulador e a composição dos
produtos de base e de topo, como mostrado na Figura 2.2, que também
apresenta uma malha de controle de vazão da corrente de alimentação.
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Figura 2-2 Variáveis controladas e correntes manipuladas em uma coluna
clássica
Fonte: Werle, 2007
As estratégias de controle de uso industrial podem ser divididas
em controle de inventário e controle de composição, conforme descrito a
seguir.
2.3.1 Controle de Inventário
O controle de inventário visa manter as condições de operação
estáveis e inclui o holdup de líquido e/ou vapor nos pratos, base,
condensador e tanque de refluxo, por meio da manipulação dos fluxos
de massa e energia da coluna.
O acúmulo de líquido no tanque de refluxo e fundo da coluna é
fundamental, pois a retirada de produtos é realizada com o auxílio de
bombas, sendo necessária a existência de acúmulo de líquido para evitar
cavitação. Além disso, esses acumuladores funcionam como tanques-
pulmão, atenuando possíveis variações na qualidade dos produtos.
Normalmente, para controlar o nível do acumulador manipula-se a
vazão do destilado, enquanto que, para controlar o nível do fundo da
coluna, manipula-se a vazão do produto de fundo.
As variáveis da corrente de alimentação também precisam ser
controladas para manter uma operação estável. Portanto, uma malha de
controle da vazão de alimentação deve ser implantada. A composição da
alimentação geralmente tem grande influência sobre a operação das
10
unidades de destilação, mas, infelizmente, essa variável muito raramente
pode ser controlada devido à dificuldades na medição precisa e rápida
da composição dos produtos. Para uma eficiente separação, geralmente é
desejável que a alimentação esteja no seu ponto de bolha, sendo
necessária uma fonte externa de calor (trocadores de calor ou fornos) e,
consequentemente, uma malha de controle de temperatura (BRAVO,
2005).
2.3.2 Controle de Composição
O controle de composição tem como objetivo contribuir para que
os produtos sejam obtidos nas especificações desejadas. Pode-se optar
apenas pelo controle da corrente de topo ou de fundo (controle singular)
ou pelo controle de ambas as composições simultaneamente (controle
dual). O “controle singular” é o mais comum na indústria, pois é muito
difícil operar a coluna sob o controle dual devido à alta interação entre
as malhas, dificultado a operação da coluna e a sintonia dos
controladores.
Este controle pode ser na forma direta, utilizando analisadores
nas correntes de produto, ou indireta, utilizando propriedades físicas que
representem a composição do produto. As propriedades tipicamente
usadas são: índice de refração, massa específica, pressão de vapor, ponto
de congelamento e temperatura em um dado prato de controle, sendo
esta a mais comumente utilizada (KISTER, 1990).
A escolha dos pares variáveis manipuladas/controladas (MV-PV)
e da localização das válvulas de controle deve ser realizada
considerando as possibilidades deixadas pelo controle de inventário. A
estratégia mais comum para controlar a qualidade do produto de topo é
modular a vazão de refluxo da coluna, enquanto que o controle de
composição do produto de fundo geralmente é realizado manipulando-se
a vazão de vapor do refervedor (BRAVO, 2005).
2.4 MINIMIZAÇÃO DE TRANSIENTES
Na tentativa de minimizar o tempo de transição presente em
colunas de destilação, propõe-se o uso de técnicas de controle adequadas
à dinâmica do processo. Especificações de produtos mais rígidas e
maiores imposições no controle ambiental associados ao projeto de
unidades cada vez mais integradas passaram a exigir melhor
desempenho destes sistemas. Com isto cresceram, consideravelmente,
os incentivos econômicos ao desenvolvimento e aplicação de sistemas
11
de controle de alto desempenho para plantas industriais
(MARANGONI, 2005).
Diversas técnicas de controle são empregadas, destacando-se o
estudo de técnicas avançadas como o controle preditivo linear (MUSK
et al., 1991; TRENTACAPILLI et al., 1997; WILKINSON et al.,
1991), o controle preditivo baseado em modelo (ABOU-JEYAB,
GUPTA e GERVAIS, 2001; BRAVO, 2005; FILETI, CRUZ e
PEREIRA, 2000; SCHERER, 2009; PORFÍRIO e ODLOAK, 2011), o
controle multivariável (O´CONNER, GRIMSTAD e MCKAY, 1991) e
o controle não linear (PRETT e MORARI, 1987).
Algumas estratégias avançadas de controle em destilação têm
sido estudadas e apresentadas na literatura com o objetivo de formular
algoritmos de otimização e controle, buscando o melhor ajuste de
parâmetros, como volume de produção, recuperação de produto e
melhora nos perfis transientes da coluna. Estes estudos enfocam,
principalmente, controle multivariável com restrições (ANSARI e
GHAZZWI, 1999), modelagem neuro-fuzzy (WILSON e MARTINEZ,
1997; SALAHSHOOR e HAMZEHNEJAD, 2010) e redes neurais
(DUTTA e RHINEHART, 1999; PATIL e NIGAM, 2009).
Entretanto, estas estratégias buscam desenvolver algoritmos
avançados, abordando o controle do processo através de variáveis como
fluxo de vapor no refervedor, controle do destilado e da alimentação.
Este procedimento faz com que ocorra a propagação da ação de controle
por toda a coluna provocando um elevado tempo de transição para que
uma perturbação seja minimizada.
O grande consumo energético associado às colunas de destilação
está atraindo pesquisadores a buscarem novas configurações estruturais
para esta operação unitária (WERLE, 2012). Dentre as novas
configurações propostas podem ser citadas a coluna de destilação com
recompressão de vapor (DIÉZ et al., 2009), a coluna múltiplo efeito (DE
RIJKE, 2007; TSUN-JEN HO, 2010), a coluna de parede dividida
(DEJANOVIC et al., 2010; RONG, 2011), a coluna de destilação
diabática (SALAMON et al., 2004; JANA, 2010), a coluna de destilação
com integração interna de energia (HO et al., 2009; PULIDO, 2011), a
coluna concêntrica (GOVIND, 1986; NAITO el al., 2000; PONCE,
2011) e a coluna multi-tubos (ASO et al., HORIUCHI et al., 2006).
Marangoni (2005) propôs a inclusão de elementos de
aquecimento distribuídos nos estágios de equilíbrio de uma coluna de
destilação, tornando as ações de controle e as variáveis a serem
controladas mais próximas. Esta estratégia busca minimizar a variação
12
do perfil de temperatura ao longo da coluna, com o objetivo principal de
reduzir o intervalo de transição entre os estados estacionários.
2.5 CONTROLE COM AÇÃO DISTRIBUÍDA
O controle de colunas de destilação é normalmente realizado
centralizado na base e no topo. Buscando reduzir os custos energéticos
neste processo, Marangoni (2005) propôs uma nova estratégia de
controle com ação distribuída nos pratos, diferentemente dos métodos
convencionais normalmente utilizados, conforme representado na Figura
2.3.
Figura 2-3 Configuração de uma coluna hipotética (a) típica; (b) com
aquecimento distribuído ao longo da coluna
Fonte: Marangoni, 2005
O método consiste no aquecimento local de pratos da coluna
através de resistências elétricas que têm o fornecimento de calor
controlado por meio de um variador de potência, com a finalidade de
controle do perfil de temperatura. A autora observou a minimização dos
transientes após o sistema ser perturbado, com reduções de até 1 hora para perturbações na corrente de alimentação, comparado com o
processo convencional.
Werle (2007) testou outras condições de operação na mesma
coluna de destilação, visando, além da minimização de transientes de
13
operação, realizar uma avaliação do gasto energético do processo
utilizando a estratégia de controle distribuído. Novamente os resultados
obtidos foram positivos, viabilizando o processo.
Para a implementação da estratégia de controle distribuído,
inclui-se uma malha onde o perfil de temperatura da coluna é mantido
constante, através da ação em alguns pontos intermediários do
equipamento. Assim, quando a temperatura ao longo da coluna é
alterada devido a alguma perturbação, o variador de potência é acionado
e a potência dissipada pela resistência elétrica situada no prato é
ajustada de maneira a manter as temperaturas nos valores desejados
(WERLE, 2007).
Sendo assim, a utilização de ações de controle intermediárias em
colunas de destilação tem por objetivo a redução de transientes quando o
processo é perturbado, sem a necessidade de técnicas avançadas para o
ajuste do controle. Alguns estudos também vêm sendo realizados
buscando comprovar a redução dos gastos energéticos quando utilizados
os aquecimentos distribuídos.
2.6 SIMULAÇÃO DE PROCESSOS
A Engenharia de Processos pode ser considerada uma das
subdivisões da Engenharia Química e compreende a concepção, o
dimensionamento e a análise dos processos industriais. Os primeiros
livros tradicionais desta área só começaram a ser publicados no final dos
anos 60, como é o caso de "Strategy of Process Egineering" (RUDD e
WATSON, 1968), que demonstrava estratégias de cálculo, avaliação
econômica e otimização de processos. A partir de então, novos materiais
começaram a ser publicados, evoluindo graças ao avanço simultâneo dos
computadores, que substituíram os modelos empíricos por modelos
numéricos rigorosos. Atualmente, a simulação computacional de
processos é uma das ferramentas mais importantes tanto na fase de
projeto (consolidação do balanço material e energético,
dimensionamento de equipamentos e estudo de estratégias de controle),
como na fase de operação de unidades (otimização da produção, estudo
de alternativas de matérias-primas entre outras análises) (TRINDADE,
2006).
A Engenharia de Controle é a área da Engenharia de Processos
que busca manter as variáveis do processo em valores ótimos,
garantindo, por exemplo, a qualidade dos produtos e a redução dos
gastos de produção. Para isto, torna-se essencial a utilização de modelos
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computacionais realistas que possibilitem a análise de estabilidade,
robustez e desempenho dos sistemas de controle.
De acordo com Pegden (1991) “simulação é o processo de
projetar um modelo computacional de um sistema real e conduzir
experimentos com este modelo com o propósito de entender seu
comportamento e/ou avaliar estratégias para sua operação”.
Segundo Bravo (2005), as principais características de
simuladores de processos são as seguintes:
i) comportamento dinâmico: consideram a evolução temporal do
processo;
ii) interativos: permitem que o usuário interaja em todo
momento com ele, como faria sobre o processo real;
iii) tempo Real: um segundo de simulação corresponde a
um segundo de evolução do processo real;
iv) perturbações e mau funcionamento: simula ruídos
provocados por perturbações do processo, assim como o mau
funcionamento nos dispositivos do processo.
Atualmente as simulações estão sendo cada vez mais utilizadas
como uma técnica que permite a analistas dos mais diversos segmentos
(administradores, engenheiros, biólogos, técnicos em informática, etc.),
encontrar soluções, com a profundidade desejada, aos problemas com os
quais lidam diariamente.
Pode-se citar inúmeras outras vantagens na utilização de um
simulador de processos:
i) o analista pode realizar estudos sobre o sistema sem que este
sofra qualquer perturbação, visto que é realizado no computador;
ii) estudos podem ser realizados sobre sistemas que ainda
não existem;
iii) um único modelo pode ser utilizado inúmeras vezes;
iv) o tempo pode ser controlado, de forma que o processo
possa ser mais bem estudado;
v) não apresenta risco de acidentes;
vi) redução de custos.
Neste contexto, o software Hysys® é um simulador que tem todas
as características mencionadas anteriormente e que está orientado a
processos químicos.
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2.6.1 O software Hysys®
O software Aspen Hysys® é uma ferramenta de simulação de
processos que combina a operação no estado estacionário com o
dinâmico no mesmo ambiente. É amplamente utilizado para projetos,
otimização, planejamento empresarial e monitoramento de desempenho,
principalmente na área de petróleo e gás.
As operações unitárias são modulares, utilizam modelos rigorosos
e são combinadas com um algoritmo de solução não-sequencial. Neste
algoritmo as informações são processadas e os resultados de alguns
cálculos são automaticamente propagados no fluxograma para frente e
para trás (BRAVO, 2005).
16
Capítulo 3 - MATERIAIS E MÉTODOS
Este capítulo apresentará a descrição da unidade experimental
que servirá de base para a construção das simulações, focando em suas
características estruturais e em suas malhas de controle. Também será
mostrada a metodologia para o desenvolvimento das simulações
utilizando o software Hysys®.
3.1 DESCRIÇÃO DA UNIDADE EXPERIMENTAL
A coluna de destilação piloto está localizada no Laboratório de
Controle de Processos do Departamento de Engenharia Química e
Engenharia de Alimentos da Universidade Federal de Santa Catarina e
está representada na Figura 3.1.
Figura 3-1 Unidade piloto
A unidade experimental consiste de um processo de destilação a
pratos em escala piloto, com flexibilidade em relação à futuras
alterações necessárias como, por exemplo, a realização de experimentos
com misturas diferentes. Também foi construída utilizando os mesmos
equipamentos e ferramentas de configuração em software,
desenvolvidos para aplicação industrial.
A unidade de destilação foi projetada de forma modular (aço inox
304), cada módulo (com 0,15m de altura e 0,20m de diâmetro) contém
um prato perfurado (diâmetro de 0,006m). Na Figura 3.2 é mostrado o
prato perfurado, que apresenta valores de altura e comprimento do
vertedouro de 0,03 e 0,10m, respectivamente. A coluna é composta de
13 pratos, sendo a alimentação realizada no quarto prato.
Figura 3-2 Prato perfurado existente em cada módulo
Fonte: Marangoni, 2005
Cada módulo possui um orifício para medição de temperatura,
para a coleta de amostra e uma terceira para a adaptação do aquecimento
distribuído. Este último poderá ser realizado através de serpentinas de
calor à base de vapor ou com resistências elétricas. Nos experimentos
realizados foram utilizadas resistências elétricas projetadas com
potência de 3,5 kW, como mostrado na Figura 3.3. Segundo Marangoni
(2005), este valor foi definido visando distribuir toda a carga térmica
necessária na base da coluna nos pratos, baseados em simulações
preliminares.
18
Figura 3-3 Vista superior dos módulos com detalhamento do prato (a) Com
resistência elétrica, (b) Convencional
Fonte: Marangoni, 2005
Dois trocadores de calor a placas são utilizados na unidade piloto:
um como refervedor, fornecendo energia suficiente para vaporizar a
mistura acumulada na base da coluna (opera com até 10 bar de pressão e
temperatura máxima de 150 ºC) e outro na corrente de alimentação, para
garantir a temperatura da mesma. O vapor utilizado para alimentar os
trocadores de calor é proveniente de uma caldeira que fornece uma
pressão de 7,5 kgf/cm² na linha, produzindo 100 kg/h de vapor.
Um condensador é utilizado para retirar calor no topo da coluna
e, consequentemente, produzir uma corrente líquida. Foi construído em
aço e utiliza água como fluido refrigerante. O tanque acumulador é
acoplado logo na saída no condensador e recebe a fase líquida com o
objetivo de garantir a razão de refluxo necessária ao processo. Este foi
construído no mesmo material da coluna e possui as dimensões de 0,20
m de diâmetro e 0,15 m de altura. O nível de líquido acumulado neste
equipamento (assim como no estágio da base da coluna) é monitorado
através de um sensor diferencial de pressão.
O processo se torna contínuo com a utilização de um tanque
pulmão, onde se armazena 600 L de mistura que recebe o produto de
topo e de fundo e é utilizado para prover a alimentação da coluna. A
unidade tem capacidade de processamento para 300 L/h de uma mistura
de etanol e água em concentrações que variam de 10 a 30 % em volume
de etanol.
A circulação dos fluidos no sistema é garantida por cinco bombas
hidráulicas. Duas delas pertencem ao sistema de resfriamento,
bombeando a água do tanque de resfriamento para a torre de
resfriamento e desta para o condensador. Outra bomba é responsável por
19
bombear o produto do tanque pulmão para o trocador de calor da
alimentação e, consequentemente, para o interior da coluna. Da mesma
forma, uma bomba de mesma potência é responsável pela retirada da
mistura no fundo da coluna. Parte desta é enviada para o refervedor, que
retorna à coluna vaporizada e outra parte é enviada para o tanque
pulmão como produto de base. A última bomba é responsável pelo
refluxo, retirando o condensado do acumulador e transferindo-o para o
último prato no topo da coluna.
Sensores do tipo Pt-100 são utilizados para monitorar a
temperatura em todos os estágios de equilíbrio, bem como nas correntes
de alimentação, produto de topo e produto de base. Sensores de pressão
manométrica na base e no topo também estão instalados.
A configuração das malhas de controle implementadas na
unidade experimental foram definidas por Marangoni et al. (2004). As
malhas de controle estão listadas abaixo e ilustradas na Figura 3.4.
1. Controle do nível da base através do ajuste da corrente de
produto de fundo;
2. Controle do nível do acumulador através da manipulação da
vazão do destilado;
3. Controle da vazão da alimentação através do ajuste da vazão
desta corrente;
4. Controle da temperatura de alimentação através do ajuste
da vazão de vapor no trocador de calor deste estágio;
5. Controle da temperatura do refluxo através da manipulação da
vazão de refluxo;
6. Controle da temperatura do refervedor através do ajuste da
vazão de vapor no trocador de calor deste estágio.
7. Controle da temperatura dos estágios intermediários da coluna
através da manipulação de um variador de potência acoplado a uma
resistência elétrica.
20
Figura 3-4 Ilustração geral das malhas de controle implementadas
Fonte: Marangoni, 2005
Todas estas malhas, com exceção da temperatura da alimentação,
são instrumentadas em fieldbus, acrescidas da aquisição e indicação da
vazão das correntes de base e topo e das pressões nestes mesmos
estágios.
3.2 IMPLEMENTAÇÃO DO MODELO
As simulações visam reproduzir a coluna de destilação piloto
situada no Laboratório de Controle de Processos, do Departamento de
Engenharia Química da Universidade Federal de Santa Catarina. Vários
experimentos já foram realizados em estudos anteriores na planta, sendo
que os resultados auxiliarão na validação das simulações. Inicialmente as simulações foram realizadas no modo estático,
sendo suas respostas validadas com resultados experimentais. Com o
modelo em estado estacionário é possível o estudo do comportamento
do processo, determinando as regiões de operação. Na sequência, com o
21
auxílio da ferramenta AD (assistente dinâmico), o modelo dinâmico é
desenvolvido com a adição de válvulas e controladores.
É importante ressaltar que o software Hysys® apresenta certas
limitações para a configuração e instrumentação dos processos. Muitas
vezes o modelo de coluna de destilação utilizada pelo software não
permite todas as adaptações necessárias. Sendo assim, alguns elementos
da planta real sofreram modificações no modelo simulado, sem, no
entanto, interferir na validade das simulações:
i. utiliza-se um refervedor no lugar do trocador de calor utilizado
para fornecer calor na base da planta real;
ii. considera-se que o condensador faz o papel de condensador e
acumulador simultaneamente.
3.3 DESENVOLVIMENTO DO MODELO ESTÁTICO
Nesta seção serão apresentados os detalhes para a implementação
do modelo estático da coluna de destilação, o qual servirá de base para o
modelo dinâmico. O desenvolvimento do modelo estático deve seguir as
seguintes etapas:
1. seleção dos componentes;
2. seleção do modelo termodinâmico a ser utilizado;
3. caracterização da carga do sistema;
4. construção do fluxograma;
5. especificação dos graus de liberdade.
3.3.1 Seleção dos Componentes
O primeiro passo foi adicionar os componentes que fazem parte
da mistura a ser destilada, neste caso, etanol e água, conforme mostrado
na Figura 3.5.
22
Figura 3-5 Seleção de componentes – HYSYS®
Esta mistura é a mesma utilizada nos experimentos e foi
escolhida em virtude do baixo custo e disponibilidade dos componentes,
além de sua baixa viscosidade e facilidade de limpeza.
3.3.2 Seleção do modelo termodinâmico
Na definição do modelo das propriedades das substâncias
envolvidas no estudo, especificou-se a natureza química dos
componentes da simulação. Para o caso estudado (mistura etanol/água)
utilizou-se o método de cálculo denominado UNIQUAC (Universal Quase-Chemical Theory), que contém modelos termodinâmicos
baseados no conceito de composição local aproximada e é indicado
processos não-lineares. Para este passo utiliza-se a janela da Figura 3.6.
Figura 3-6 Seleção do Modelo Termodinâmico – HYSYS
®
23
3.3.3 Caracterização da carga do sistema
Esta etapa consiste em definir as condições da corrente de
alimentação da coluna. Para a caracterização da mistura é necessária a
definição de quatro propriedades termodinâmicas, conforme mostrado
na Tabela 1.
Tabela 1 Caracterização da corrente de alimentação
Vazão
Volumétrica
Xetanol
Volumétrico
Temperatura Pressão
0,300 m³/h 0,1 90,5 °C 105 kPa
Os valores utilizados são idênticos aos utilizados na realização de
experimentos na planta piloto.
3.3.4 Construção do fluxograma
A montagem do fluxograma é realizada no PFD (ferramenta do
HYSYS® de construção primária para instalação de fluidos e
operações). A partir da barra de objetos podem ser adicionadas todas as
correntes de matéria, energia e operações unitárias desejadas. Para o
caso em estudo são adicionadas a corrente de alimentação, a corrente de
calor no prato (aquecimento distribuído) e a coluna de destilação (que já
compreende o refervedor, o condensador e suas respectivas correntes de
matéria e energia), como verificado na Figura 3.7.
Figura 3-7 Visualização do PFD - HYSYS
®
24
Também é necessária a caracterização da corrente de energia
responsável pelo aquecimento distribuído. No aquecimento distribuído,
além do topo e da base, a coluna troca (recebe) calor através de uma
resistência elétrica. Esta resistência possui uma capacidade de 3,5 kW e,
para o caso em estudo, opera com 2,5 % de sua potência, ou seja 0,085
kW (aproximadamente 315kJ/h) e atua no segundo prato. A
caracterização desta corrente de energia pode ser vista na Figura 3.8.
Figura 3-8 Caracterização da corrente de energia
Na sequência é necessário fornecer vários parâmetros referentes à
coluna de destilação. Os valores fornecidos são idênticos aos utilizados
na construção e operação da planta piloto real, os quais são apresentados
na Tabela 2.
Tabela 2 Especificações para a simulação no modo estático
Número de Pratos 13
Tipo do Prato Sieve (prato perfurado)
Diâmetro da Coluna 0,2 m
Distância entre os Pratos 0,15 m
Prato de Alimentação 5º Prato
Tipo de Condensador Total
Pressão Refervedor 120 kPa
Pressão Condensador 108 kPa
Volume do Refervedor 5x10-6
m³
Volume do Condensador 1,5x10-3
m³
A alimentação da planta real acontece no 4º prato. Devido a
características do software, nas simulações o prato de alimentação
25
precisa ser fixado como o 5º estágio para apresentar as mesmas
respostas dos experimentos. Isto ocorre pois o local exato da
alimentação na planta experimental difere do processo simulado.
3.3.5 Especificação dos graus de liberdade
Para tornar o modelo do sistema unívoco em termos de condições
operacionais, devem-se especificar os graus de liberdade do sistema. No
caso em estudo, é necessário fixar dois parâmetros da coluna de
destilação. Após vários testes, os melhores resultados foram obtidos
com a fixação dos seguintes parâmetros, idênticos aos utilizados
experimentalmente:
razão de refluxo = R/D: 8,46;
vazão de Refluxo: 0,110 m³/h.
3.3.6 Validação da simulação em modo estático
O modelo estático é validado a partir da comparação dos
resultados experimentais e simulado para a coluna operando em modo
estacionário. Também é necessário configurar a eficiência de separação
dos estágios, conforme explicado na sequência.
3.3.6.1 Eficiência dos Pratos
Para se conseguir valores de composição próximos aos valores
obtidos experimentalmente, as eficiências de cada prato estão
representadas na Tabela 3.
Tabela 3 Eficiência dos estágios
Seção Eficiência Seção Eficiência
Refervedor 1,0 Prato 8 0,3
Prato 1 0,2 Prato 9 0,3
Prato 2 0,2 Prato 10 0,3
Prato 3 0,2 Prato 11 0,3
Prato 4 0,2 Prato 12 0,3
Prato 5 0,2 Prato 13 0,3
Prato 6 0,2 Condensador 1,0
Prato 7 0,3
26
Foram testados diferentes valores de eficiência dos pratos até se
obter os valores apresentados na tabela 3. Para isto, foram comparadas
as composições das correntes de saída de topo e de fundo da planta
experimental com os simulados, até ambos apresentarem valores
aproximados.
3.3.6.2 Correntes de topo e fundo
Os valores obtidos experimentalmente e através de simulação
para a corrente de fundo são ilustrados na Tabela 4, enquanto os dados
obtidos para a corrente de topo são apresentados na Tabela 5.
Tabela 4 Dados experimentais e simulados da corrente de fundo em estado
estacionário
Variável Experimental Simulado
Vazão Volumétrica 0,2855 m³/h 0,2855 m³/h
Xetanol Volumétrico 0,06 0,05
Temperatura 94,0 °C 96,74 °C
Tabela 5 Dados experimentais e simulados da corrente de topo em estado
estacionário
Variável Experimental Simulação
Vazão Volumétrica 0,0145 m³/h 0,0145 m³/h
Xetanol Volumétrico 0,85 0,85
Temperatura 75,45 °C 74,45 °C
Pela análise dos dados contidos nas tabelas 4 e 5, verifica-se que
as vazões tanto de topo como de base obtidos na simulação são
exatamente iguais às obtidas experimentalmente. A composição do
produto de topo também apresenta o mesmo valor experimental e
simulado, enquanto a composição do produto de base difere em menos
de 1 %. A temperatura da corrente de fundo apresenta valores diferentes,
muito provavelmente devido à diferença do local de medição em cada
caso.
3.3.6.3 Perfil de Temperatura
Foram observadas algumas diferenças entre os perfis de
temperatura obtidos (experimental e simulado), como pode ser
observado na Figura 3.9.
27
Figura 3-9 Perfis de temperatura obtidos experimentalmente e por simulação
0 2 4 6 8 10 12 14
78
80
82
84
86
88
90
92
94
96
Tem
pera
tura
(ºC
)
Número de Estágios
Simulação
Experimento
Na seção de esgotamento o perfil de temperatura obtido
experimentalmente permanece praticamente constante ao longo dos
pratos em aproximadamente 95 °C, decrescendo para cerca de 90 °C no
prato 6. Através das simulações, o perfil de temperatura da seção de
esgotamento também mantém-se em torno de 95 °C, mas ao contrário
do resultado obtido experimentalmente, esse perfil não é constante,
variando de 95 °C no primeiro prato até 93 °C no quinto prato,
decrescendo para cerca de 88 °C no prato 6. Na seção de retificação os
dois perfis de temperatura, tanto experimental como simulado,
apresentam valores decrescentes de temperatura no intervalo 90-82 °C.
Pela análise dos resultados simulados das tabelas 4 e 5, verifica-
se valores muito próximos nos obtidos experimentalmente para vazões e
composições de saída da coluna. Por outro lado, o perfil de temperatura
apresentou um comportamento levemente diferente. Um dos possíveis
motivos pode ser a falta de precisão dos sensores de temperatura do tipo
PT100 utilizados no experimento. Entretanto, o comportamento das
curvas simuladas é similar às experimentais, apresentando variações de
cerca de 3 °C, o que pode ser considerado um erro aceitável, devido que
todos os efeitos experimentais são difíceis de serem reproduzidos através de simuladores em sua totalidade.
28
3.4 DESENVOLVIMENTO DO MODELO DINÂMICO
A partir do modelo estático do processo é possível construir o
modelo dinâmico. Para isto, é necessário adicionar outras variáveis e
operações que afetam a dinâmica do processo, além de parâmetros
obtidos na simulação estática.
O assistente dinâmico (Dynamic Assistant) pode ser utilizado
para modificar rapidamente o fluxograma em estado estacionário para
conseguir um conjunto correto de especificações de fluxo e pressão. É
importante observar, entretanto, que nem todas as modificações
sugeridas pelo assistente resultam numa matriz de fluxo-pressão estável
para o solver do Hysys®. O Assistente Dinâmico (AD) recomenda um
conjunto de especificações que garantem que o caso não seja sobre-
especificado, sub-especificado ou singular. Pode ocorrer em alguns
casos que o AD recomende a inserção de válvulas em algum terminal do
fluxograma. Em resumo: para assegurar que a correta especificação
pressão-fluxo seja usada em modo dinâmico, o assistente dimensiona
todos os dispositivos necessários, que não foram especificados
(BRAVO, 2005).
Alguns parâmetros são essenciais para os cálculos no modo
dinâmico e precisam ser dimensionados. No caso em estudo, há a
necessidade de se definir os volumes de acumuladores (Ex: tanque
acumulador, holdup de base), coeficientes de fluxo de válvulas (Cv) e
dimensionamento dos pratos. Estas especificações podem ser
visualizadas nas Figuras 3.10, 3.11 e 3.12.
Figura 3-10 Definição de parâmetros de uma válvula - HYSYS
®
29
Figura 3-11 Especificação de parâmetros da coluna – HYSYS®
Figura 3-12 Dimensionamento dos reservatórios com acúmulo - HYSYS®
O AD também faz o teste do perfil de pressão da seção de pratos
e sugere a inserção de algumas válvulas no processo. Além disso, foram
inseridas duas bombas: uma na alimentação e outra na corrente de
refluxo que retorna para o topo da coluna.
3.5 MALHAS DE CONTROLE
As malhas de controle utilizadas na simulação buscam reproduzir
o processo real da planta piloto, utilizando-se os mesmos pares de
30
variáveis controladas/manipuladas. Para o controle de inventário são
adicionadas as seguintes malhas de controle:
i. controle do nível da base, ajustando a vazão da corrente de
produto de fundo;
ii. controle do nível do acumulador por meio da manipulação da
vazão do produto de topo;
Para o controle de vazão da corrente de alimentação também é
adicionada uma malha de controle.
iii. controle da vazão da alimentação em função do ajuste da vazão
desta mesma corrente.
O propósito deste trabalho é estudar o comportamento de colunas
de destilação operando com aquecimento distribuído. Para isto, é
necessário inserir uma malha de controle de temperatura em um estágio
intermediário da coluna. Reproduzindo a planta real, o controlador é
adicionado ao segundo prato, embora simulações posteriores possam ser
testadas com controladores instalados em outros estágios da coluna.
iv. controle da temperatura do segundo prato da coluna por meio
do ajuste de calor fornecido no prato.
Para o controle de composição será utilizada a estratégia R-V,
uma vez que é a mais utilizada atualmente e a que apresentou os
melhores resultados no estudo de Bravo, 2005.
v. controle da vazão de refluxo em função do ajuste da vazão desta
mesma corrente;
vi. controle da composição de destilado em função do ajuste da
vazão de refluxo;
vii. controle da temperatura do refervedor por meio do ajuste da
vazão de vapor no trocador de calor deste estágio.
É importante ressaltar que para o controle da composição,
mediante o controlador de composição, considera-se uma estratégia em
cascata com o controlador da vazão do refluxo.
Duas malhas de controle presentes na planta piloto foram
retiradas:
i. controle de Temperatura da Alimentação: sua função na planta
piloto é regular a temperatura da corrente de alimentação. Nas
simulações não se faz necessária, pois se pode regular a temperatura
diretamente na caracterização desta corrente.
ii. controle de Temperatura do Último Prato: o propósito desta
malha de controle é evitar grandes oscilações na composição do produto
de topo. No modelo simulado utiliza-se um controlador de composição
de destilado, tornando o controle de temperatura do último estágio sem
utilidade.
31
A sintonia dos controladores PID se realiza com a opção
Autotuner dos controladores do Hysys® e sua configuração é mostrada
na Figura 3.13.
Figura 3-13 Ajuste dos parâmetros dos controladores PID – HYSYS
®
Os valores definidos como Set Point foram determinados
mediante uma comparação entre o modelo estático do processo
simulado e valores utilizados nos experimentos e podem ser verificados
na Tabela 6.
Tabela 6 Malhas de controle
Controlador
PID
Variável
Controlada
Variável
Manipulada
Set-Point
FIC-102 Vazão de
Alimentação
Vazão de
Alimentação
300L/h
LIC-100 Nível do
Acumulador
Vazão de
Destilado
60%
LIC-101 Nível do
Refervedor
Vazão de Resíduo 35%
TIC-101 Temperatura da
Base
Qr 101ºC
TIC-R2 Temperatura do
Prato 2
Q-100 98ºC
FIC-100 Vazão de Refluxo Vazão de Refluxo Variável
XIC-100 Composição de
Destilado
Vazão de Refluxo 0,85
32
Nas Figuras 3.14 e 3.15 é apresentada a visão do modo PFD do
Hysys com a disposição de todas as correntes, operações unitárias e
malhas de controle.
Figura 3-14 Modo PFD Dinâmico – Hysys
®
Figura 3-15 Correntes internas - Modo PFD dinâmico - Hysys®
Finalizada a montagem do modelo dinâmico, se faz necessário
realizar um teste nas simulações e a comprovação do desempenho das
malhas de controle, conforme descrito na seção de resultados e
discussão.
33
3.6 DETERMINAÇÃO DAS PERTURBAÇÕES E
ESTRATÉGIAS DE CONTROLE
As perturbações foram realizadas na temperatura e vazão da
corrente de alimentação, na forma de degraus positivos e negativos.
Quanto às estratégias de controle, foram realizados oito tipos de
simulações, conforme explicado na sequência:
1. controle convencional: não existe fornecimento extra
de calor à coluna de destilação, sendo o calor adicionado apenas na base
pelo refervedor;
2. estratégia convencional com aquecimento distribuído
constante: mantém-se a válvula de fornecimento de calor distribuído do
segundo estágio no modo manual, operando com 40% de abertura de
válvula;
3. aquecimento distribuído com controle de temperatura
dos estágios: A válvula de fornecimento de calor distribuído opera no
modo automático. A simulação é iniciada com a válvula operando com
40% de abertura e busca-se manter constante a temperatura do estágio,
manipulando-se a quantidade de calor fornecido. São realizados seis
tipos de simulação, com controle de temperatura dos pratos 2, 3, 4, 5, 8
e 13.
Para cada estratégia de controle foram aplicados quatro tipos de
perturbação, totalizando 32 simulações.
3.7 AVALIAÇÃO DOS EFEITOS DAS PERTURBAÇÕES
Foram utilizadas as simulações validadas da coluna de destilação
piloto situada no LCP/EQA/UFSC, no modo dinâmico, para o estudo
comparativo de diferentes estratégias de controle utilizando o método de
aquecimento distribuído. Em cada simulação foram gerados gráficos
relativos às variáveis controladas e manipuladas das cinco principais
malhas de controle da coluna: temperatura da base, nível da base, nível
do acumulador, temperatura do estágio com aquecimento distribuído e
composição de destilado. Também foram gerados gráficos do perfil de
temperatura ao longo da coluna. A partir destes dados foi possível o
estudo do comportamento das variáveis e suas respectivas malhas de
controle frente à perturbações na corrente de alimentação.
Para cada perturbação na corrente de alimentação foram testadas
e comparadas as oito estratégias de controle descritas na seção 3.6. Em
cada malha de controle são avaliadas características como atrasos,
34
tempo de resposta e tempo necessário para retornar ao estado
estacionário.
Nem todos os gráficos gerados nas simulações são apresentados
neste trabalho, visto que, em muitos casos, não se percebe diferença no
comportamento das variáveis estudadas quando utilizadas diferentes
estratégias de controle. Como exemplo, podemos citar os controles de
temperatura do segundo e do terceiro prato que, em muitos casos,
apresentam comportamentos idênticos e os resultados de apenas um
deles é demonstrado no trabalho.
Antes de serem aplicadas as perturbações, foram ajustados os
parâmetros dos controladores PID em cada estratégia de controle sendo
utilizada a opção Autotuner do Hysys®.
35
Capítulo 4 - RESULTADOS E DISCUSSÃO
Neste capítulo serão apresentados os resultados obtidos nas
simulações descritas no capítulo anterior. Inicialmente são realizados
testes nas simulações, por meio de perturbações na composição de
destilado, visando a comprovação do desempenho das malhas de
controle. O objetivo geral das simulações foi avaliar a redução de
transientes de operação após a realização de perturbações na
temperatura e vazão da corrente de alimentação, buscando comprovar o
melhor desempenho do aquecimento distribuído frente ao aquecimento
convencional. Para isto, foram realizadas simulações com diferentes
configurações de aquecimento distribuído, buscando encontrar a
disposição que resultasse no melhor controle.
4.1 MUDANÇAS NO SET-POINT DA COMPOSIÇÃO DE
DESTILADO
Com a finalidade de testar as simulações, observar as variáveis
de interesse e testar a eficiência dos controladores, foram realizadas
simulações com mudanças no Set Point do controlador de composição
de destilado, como ilustrado na Figura 4.1. Aplicaram-se degraus de, no
máximo, 1 unidade (1 % em volume de etanol). Degraus maiores foram
testados, mas devido às altas não linearidades do processo, ocorria
saturação dos atuadores.
Figura 4-1 Resposta ao degrau na composição de destilado
0 25 50 75 100 125 150 175 200 225 250 275 300
0,840
0,845
0,850
0,855
0,860
0,865
0,870
D -
Fraç
ão V
olum
étric
a (E
tano
l)
Tempo (min)
SP
PV
O tempo de estabelecimento da composição é, em média, de 60
minutos, embora varie de acordo com a intensidade do degrau aplicado.
O degrau unitário negativo aplicado no instante t=140 minutos é o que
resultou em um transiente e em um sobressinal maiores, cerca de 60
minutos e 40 % do valor do degrau, respectivamente. Esta assimetria nas
respostas do sistema demonstra a alta não linearidade do processo.
O comportamento da válvula da vazão de refluxo pode ser
observado na Figura 4.2. As respostas são coerentes, com abertura da
válvula para aumentos no valor de referência da composição de
destilado e fechamento para a diminuição no set point. Em todos os
casos a vazão se estabiliza.
Figura 4-2 Variação na abertura de válvula refluxo
0 25 50 75 100 125 150 175 200 225 250 275 300
30
40
50
60
70
80
90
100
Abe
rtur
a de
Vál
vula
(%
)
Tempo (min)
OP
As variações no nível da base são mínimas após as perturbações
na composição do destilado (cerca de 0,1 %), conforme esperado e
discutido à bastante tempo na literatura. De qualquer forma, o
comportamento desta variável é bastante coerente e o controlador age
rapidamente para rejeitar a perturbação. Um aumento na composição de
destilado provoca a elevação da vazão de refluxo e, com uma vazão
maior de líquido no interior da coluna, o nível da base tende a aumentar.
Para manter o nível no valor desejado, o controlador provoca um
aumento na vazão de produto de base. Para degraus negativos no SP de
composição de destilado, o sistema responde de forma inversa. O
38
comportamento dessa malha de controle pode ser visto nas Figuras 4.3 e
4.4. Figura 4-3 Controle de nível da base
0 25 50 75 100 125 150 175 200 225 250 275 300
34,80
34,85
34,90
34,95
35,00
35,05
35,10
35,15
35,20
Nív
el d
a B
ase
(%)
Tempo (min)
PV
SP
Figura 4-4 Vazão de produto de fundo
0 25 50 75 100 125 150 175 200 225 250 275 300
45
46
47
48
49
50
51
52
53
54
55
Abe
rtur
a de
Vál
vula
(%
)
Tempo (min)
OP
A modificação na vazão de refluxo causa uma mudança no nível
do acumulador e, consequentemente, na vazão do destilado. Em caso de
degrau positivo no SP do controlador de composição do destilado, a
vazão de refluxo tende a aumentar, diminuindo o nível do tanque
acumulador. Para manter este nível constante é necessária a diminuição
39
da vazão de destilado. Para um degrau negativo no set point da
composição de destilado a resposta é inversa, como pode ser visto nas
Figuras 4.5 e 4.6 a seguir.
Figura 4-5 Controle de nível do condensador
0 25 50 75 100 125 150 175 200 225 250 275 300
58,5
59,0
59,5
60,0
60,5
61,0
61,5
Nív
el d
o T
an
qu
e A
cum
ula
do
r (%
)
Tempo (min)
PV
SP
Figura 4-6 Variação na abertura de válvula de produto de topo
0 25 50 75 100 125 150 175 200 225 250 275 300
0
20
40
60
80
100
Ab
ert
ura
de
Vá
lvu
la (
%)
Tempo (min)
OP
As mudanças no Set Point da composição de destilado pouco
interferem na temperatura da base da coluna, como pode ser observado
na Figura 4.7. Isto ocorre porque o volume de líquido é rapidamente
40
corrigido pela malha do nível e, como a dinâmica da temperatura da
base é mais lenta, esta malha é pouco influenciada pelo aumento da
vazão de refluxo. Ao aumentar-se a vazão de refluxo tende a diminuir o
perfil de temperatura da coluna e, consequentemente, a temperatura da
base. Para decréscimos na vazão de refluxo a temperatura tende a
aumentar. Em todos os casos o controle rejeita a perturbação em poucos
minutos variando a quantidade de calor fornecido no refervedor. A
Figura 4.8 apresenta a variação na abertura de válvula de fornecimento
de calor na base da coluna.
Figura 4-7 Controle de temperatura da base
0 25 50 75 100 125 150 175 200 225 250 275 300
100,6
100,7
100,8
100,9
101,0
101,1
101,2
101,3
101,4
Tem
pera
tura
(ºC
)
Tempo (min)
PV
SP
Figura 4-8 Abertura de válvula de fornecimento de calor na base
0 25 50 75 100 125 150 175 200 225 250 275 300
19,25
19,50
19,75
20,00
20,25
20,50
20,75
Abe
rtur
a de
vál
vula
(%)
Tempo (min)
OP
41
Na sequência verifica-se, por meio das Figuras 4.9 e 4.10, o
comportamento da malha de controle de temperatura do segundo prato,
onde verifica--se que a perturbação pouco interfere na temperatura e é
rapidamente rejeitada pela variação do fornecimento de calor
distribuído.
Figura 4-9 Controle de temperatura do segundo prato
0 25 50 75 100 125 150 175 200 225 250 275 300
97,80
97,85
97,90
97,95
98,00
98,05
98,10
98,15
98,20
Te
mp
era
tura
do
Pra
to 2
(ºC
)
Tempo (min)
PV
SP
Figura 4-10 Calor fornecido ao segundo prato
0 25 50 75 100 125 150 175 200 225 250 275 300
30
40
50
60
70
80
90
Po
tên
cia
dis
sip
ad
a (
%)
Tempo (min)
OP
42
O software Hysys® se mostrou bastante adequado para o
desenvolvimento do modelo simulado da coluna de destilação piloto
situada no EQA/UFSC. Algumas adaptações e considerações precisaram
ser realizadas, mas os resultados finais foram bastante aceitáveis, com
comportamento muito similar com a planta real. As malhas de controle e
os parâmetros dos controladores PIDs foram estudados exaustivamente
até apresentarem seus melhores resultados.
4.2 DEGRAU NEGATIVO NA TEMPERATURA DE
ALIMENTAÇÃO
A primeira perturbação realizada na temperatura da alimentação
para aplicação das abordagens de controle foi um degrau negativo de 8
ºC, 10 minutos após o início da simulação. Desta forma a temperatura da
alimentação caiu de 90 para 82 ºC.
As condições iniciais da corrente de alimentação foram as
mesmas utilizadas na maioria dos experimentos e na validação das
simulações, conforme apresentado na Tabela 7.
Tabela 7 Caracterização da corrente de alimentação
Vazão
Volumétrica
Xetanol
volumétrico
Temperatura Pressão
0,300 m³/h 0,1 % 90°C 106 kPa
A seguir são mostrados os resultados e as análises comparativas
entre as malhas de controle de cada estratégia estudada. Ao todo foram
analisadas cinco malhas de controle e o perfil de temperatura ao longo
da coluna. Os gráficos mostram o comportamento das variáveis
controladas e manipuladas com o transcorrer do tempo e visa determinar
qual dos métodos adotados é mais eficiente na rejeição de perturbações.
4.2.1 Perfil de temperatura
Após a perturbação negativa na temperatura da corrente de
alimentação, o perfil de temperatura dos estágios da coluna tende a
decrescer. O comportamento das seções de retificação e de esgotamento são diferentes e, portanto, serão estudados separadamente.
43
4.2.1.1 Seção de esgotamento
Como a corrente de alimentação é 100% subresfriada, os maiores
gradientes de temperatura são percebidos na seção de esgotamento. Os
dois primeiros casos (controle convencional e aquecimento distribuído
constante no segundo prato, respectivamente) apresentam
comportamentos praticamente idênticos, com decréscimo de
temperatura em todos os estágios, diferindo apenas nas maiores
temperaturas no segundo caso, como pode ser observado nas Figuras
4.11 e 4.12.
Um comportamento semelhante é percebido quando o controle de
temperatura é acionado em qualquer um dos estágios da seção de
retificação, como ilustrado pela estratégia de controle de temperatura do
oitavo prato na Figura 4.13, pois estes controles pouco interferem nas
temperaturas da seção de esgotamento. Em outras palavras, o
aquecimento na seção de retificação conduz a maior vaporização que,
primeiramente deve ser condensada e, somente na sequência, irá atuar
nos pratos da seção de esgotamento. Devido a esta dinâmica lenta, o
refervedor já terá atuado para rejeitar a perturbação.
Figura 4-11 Perfil de temperatura - Seção de esgotamento - Controle
convencional
5 6 7 8 9 10 11 12 13 14 15 16 17 18 19 20
95,5
96,0
96,5
97,0
97,5
98,0
98,5
Prato 1
Prato 2
Prato 3
Prato 4
Te
mp
era
tura
(ºC
)
Tempo (min)
44
Figura 4-12 Perfil de temperatura - Seção de esgotamento - Aquecimento
constante do prato 2
5 6 7 8 9 10 11 12 13 14 15 16 17 18 19 20
96,0
96,5
97,0
97,5
98,0
98,5
Prato 1
Prato 2
Prato 3
Prato 4
Te
mp
era
tura
(ºC
)
Tempo (min)
Figura 4-13 Perfil de temperatura - Seção de esgotamento - Controle de
temperatura do prato 8
5 6 7 8 9 10 11 12 13 14 15 16 17 18 19 20
96,5
97,0
97,5
98,0
98,5
Prato 1
Prato 2
Prato 3
Prato 4
Te
mp
era
tura
(ºC
)
Tempo (min)
Ao aplicar-se o controle de temperatura nos estágios da seção de
esgotamento, observa-se a manutenção do perfil de temperatura do
45
estágio controlado e de todos os estágios abaixo dele, como mostrado
nas Figuras 4.14, 4.15 e 4.16
Figura 4-14 Perfil de temperatura - Seção de esgotamento - Controle de
temperatura do prato 2
5 6 7 8 9 10 11 12 13 14 15 16 17 18 19 20
96,0
96,5
97,0
97,5
98,0
98,5
Prato 1
Prato 2
Prato 3
Prato 4Te
mp
era
tura
(ºC
)
Tempo (min)
Figura 4-15 Perfil de temperatura - Seção de esgotamento - Controle de
temperatura do prato 3
5 6 7 8 9 10 11 12 13 14 15 16 17 18 19 20
96,0
96,5
97,0
97,5
98,0
98,5
Prato 1
Prato 2
Prato 3
Prato 4
Te
mp
era
tura
(ºC
)
Tempo (min)
46
Figura 4-16 Perfil de temperatura - Seção de esgotamento - Controle de
temperatura do prato 4
5 6 7 8 9 10 11 12 13 14 15 16 17 18 19 20
96,5
97,0
97,5
98,0
98,5
99,0
Prato 1
Prato 2
Prato 3
Prato 4
Te
mp
era
tura
(ºC
)
Tempo (min)
O controle de temperatura localizado no prato de alimentação
(Prato 4) se mostra bastante útil na rejeição da perturbação realizada na
temperatura da alimentação. O fornecimento de calor distribuído nesse
estágio é responsável pela manutenção do perfil de temperatura em toda
seção de esgotamento, minimizando os efeitos da perturbação. Os perfis
de temperatura obtidos ao se controlar os estágios 5 e 11 da coluna
apresentaram comportamento muito semelhante ao mostrado na Figura
4.13.
4.2.1.2 Seção de retificação
O perfil de temperatura da seção de retificação é menos afetado
que a seção de esgotamento, visto que a alimentação é totalmente
líquida, e também tende a sofrer um decréscimo após a realização da
perturbação. Este comportamento pode ser verificado na Figura 4.17, que ilustra o perfil de temperatura da seção de retificação para o caso de
controle convencional, sendo praticamente idêntico ao perfil encontrado
na estratégia de controle com aquecimento constante no segundo prato.
47
Figura 4-17 Perfil de temperatura - Seção de retificação - Controle convencional
5 6 7 8 9 10 11 12 13 14 15 16 17 18 19 20
80
81
82
83
84
85
86
87
88
89
90
91
92
Prato 13
Prato 6
Prato 5
Tem
pera
tura
(ºC
)
Tempo (min)
Com o controle de temperatura do segundo prato ativado,
mostrado na Figura 4.18, também é observado um decréscimo no perfil
de temperatura da seção de retificação embora com uma intensidade
menor (cerca de 0,1ºC). Na Figura 4.19, pode ser observado que, ao ser
ativado o controle de temperatura do prato de alimentação (quarto
prato), o perfil de temperatura sofre uma leve queda mas logo retorna ao
valor inicial em todos os estágios.
Figura 4-18 Perfil de temperatura - Seção de retificação - Controle prato 2
5 6 7 8 9 10 11 12 13 14 15 16 17 18 19 20
80
81
82
83
84
85
86
87
88
89
90
91
92
Prato 6
Prato 13
Prato 5
Tem
pera
tura
(ºC
)
Tempo (min)
48
Figura 4-19 Perfil de temperatura - Seção de retificação - Controle prato 4
5 6 7 8 9 10 11 12 13 14 15 16 17 18 19 20
80
81
82
83
84
85
86
87
88
89
90
91
92
Prato 5
Prato 13
Prato 6
Tem
pera
tura
(ºC
)
Tempo (min)
Ao ser controlada a temperatura de algum estágio da seção de
retificação, o perfil também tende a sofrer um decréscimo em relação ao
valor de referência, como ilustrado pelo controle de temperatura do
oitavo prato na Figura 4.20. Entretanto, pode-se perceber que, após um
certo período, ocorre um aumento na temperatura dos estágios abaixo do
prato controlado, em relação ao valor anterior à perturbação. Isto
acontece porque o acionamento de calor distribuído provoca uma queda
na vazão interna de líquido abaixo desse estágio, em função do aumento
da taxa de vaporização causada pela maior dissipação de calor no prato.
Figura 4-20 Perfil de temperatura - Seção de retificação - Controle prato 8
5 6 7 8 9 10 11 12 13 14 15 16 17 18 19 20
80
81
82
83
84
85
86
87
88
89
90
91
92
93
94
Prato 13
Prato 5
Prato 6
Tem
pera
tura
(ºC
)
Tempo (min)
49
O controle de temperatura do prato de alimentação é o único que
consegue manter os perfis de temperatura, tanto da seção de retificação
como de esgotamento, nos mesmos valores anteriores a perturbação.
Também foi possível perceber que, quanto mais próximo ao prato de
alimentação estiver o controle de aquecimento distribuído, menor a
variação no perfil de temperatura ao longo da coluna.
4.2.2 Malha de controle temperatura - Aquecimento distribuído
(detalhamento dos pratos 2, 4 e 8)
As duas primeiras estratégias de controle estudadas não
apresentam controle de temperatura de nenhum estágio intermediário da
coluna, visto que a válvula de fornecimento de calor distribuído opera
em modo manual com 0 e 40 % de abertura, respectivamente.
Os demais casos apresentam controle de temperatura do estágio
que recebe o aquecimento distribuído, com um fornecimento máximo de
calor de 5 kW. Na Figura 4.21 é mostrada a temperatura do segundo
prato e ilustra como se comporta o prato controlado quando situado na
seção de esgotamento. Após um leve decréscimo, a temperatura retorna
ao valor do Set Point muito rapidamente (cerca de 2 minutos), sendo que
para tal, foi necessário um acréscimo no calor fornecido ao prato de
aproximadamente 3 kW, conforme Figura 4.22.
Figura 4-21 Temperatura do segundo prato - Controle de temperatura do prato 2
8 9 10 11 12 13 14 15 16
97,80
97,85
97,90
97,95
98,00
98,05
98,10
98,15
98,20 PV
SP
Te
mp
era
tura
(ºC
)
Tempo (min)
50
Figura 4-22 Calor fornecido ao prato 2 - Controle de temperatura do prato 2
8 9 10 11 12 13 14 15 16
2,0
2,5
3,0
3,5
4,0
4,5
5,0
Ca
lor
ad
icio
na
do
ao
pra
to 2
(kW
)
Tempo (min)
O quarto prato é o que apresenta a maior redução na temperatura
antes de retornar ao valor do Set-Point (cerca de 0,3 ºC), pois é o que
recebe a perturbação na alimentação diretamente, como ilustrado na
Figura 4.23. A válvula de fornecimento de calor precisa atuar mais
rapidamente e seu comportamento pode ser observado na Figura 4.24.
Figura 4-23 Temperatura do quarto prato - Controle de temperatura do prato 4
8 9 10 11 12 13 14 15 16
96,7
96,8
96,9
97,0
97,1
97,2
97,3
SP
PV
Te
mp
era
tura
do
pra
to 4
(ºC
)
Tempo (min)
51
Figura 4-24 Calor fornecido ao prato 4 - Controle de temperatura do prato 4
8 9 10 11 12 13 14 15 16
1,5
2,0
2,5
3,0
3,5
4,0
4,5
5,0
Cal
or a
dici
onad
o ao
pra
to 4
(kW
)
Tempo (min)
A seção de retificação apresenta uma maior dificuldade no
controle da temperatura dos estágios e está representado nas Figuras
4.25 e 4.26, por meio do controle de temperatura do oitavo prato. O pior
desempenho está relacionado ao fato da alimentação ser líquida, fazendo
com que a perturbação seja percebida com atraso nestes pratos (cerca de
0,1 minutos), tornando seu controle mais lento (aproximadamente 3
minutos) e com uma queda de até 0,15 ºC na temperatura.
Figura 4-25 Temperatura do oitavo prato - Aquecimento distribuído prato 8
8 9 10 11 12 13 14 15 16
84,8
84,9
85,0
85,1
85,2
85,3
SP
PV
Tem
pera
tura
do
prat
o 8
(ºC
)
Tempo (min)
52
Figura 4-26 Calor fornecido ao prato 8 - Controle de temperatura do prato 8
8 9 10 11 12 13 14 15 16
1,8
2,0
2,2
2,4
2,6
2,8
3,0
3,2
3,4
3,6
3,8
Ca
lor
ad
icio
na
do
ao
pra
to 8
(kW
)
Tempo (min)
Em todos os casos as temperaturas dos estágios controlados
retornaram ao valor inicial rapidamente. Entretanto, o controle de
temperatura do prato de alimentação ou dos estágios da seção de
esgotamento são mais efetivos, pois atuam diretamente no local onde a
perturbação é mais rapidamente percebida.
4.2.3 Malha de controle de temperatura da base
A temperatura da base tende a diminuir após a aplicação do
degrau negativo na temperatura de alimentação. Nos casos de controle
convencional e aquecimento constante, mostrados nas Figura 4.27, a
temperatura da base apresenta um comportamento similar. Isto ocorre
porque a base não sente o efeito do fornecimento de calor no prato 2,
pois o efeito é a vaporização da mistura no estágio e o aumento da vazão
de vapor no interior da coluna.
No caso de aquecimento distribuído, a temperatura sofreu um
decréscimo de aproximadamente 0,18º C, enquanto no controle
convencional é observado um decaimento de 0,17º C. Em ambos os
casos a temperatura retorna ao valor do set-point (101 ºC) em cerca de 5
minutos.
53
Figura 4-27 Temperatura da base - Controle convencional e aquecimento
constante do prato 2
8 9 10 11 12 13 14 15 16 17 18
100,80
100,82
100,84
100,86
100,88
100,90
100,92
100,94
100,96
100,98
101,00
101,02
PV - Controle convencional
PV - Aquecimento constante
Tem
pera
tura
(ºC
)
Tempo (min)
Com o controle de temperatura do segundo prato, a temperatura
da base apresenta maior oscilação, mas menor overshoot ( 0,1 ºC) e
tempo transiente (cerca de 3 minutos), como pode ser visto na
comparação entre controle convencional e controle de temperatura do
prato 2, na Figura 4.28. O controle de temperatura do terceiro prato
apresenta um comportamento muito semelhante ao do segundo prato.
Figura 4-28 Temperatura da base - Controle convencional e controle de
temperatura do prato 2
8 9 10 11 12 13 14 15 16 17 18
100,80
100,82
100,84
100,86
100,88
100,90
100,92
100,94
100,96
100,98
101,00
101,02
101,04
101,06
SP - Controle convencional
SP - Controle T Prato 2
Tem
pera
tura
(ºC
)
Tempo (min)
54
Ao aplicar-se o aquecimento distribuído na seção de retificação
(ilustrado pelo prato 8), percebe-se um comportamento mais oscilatório,
um maior overshoot (-0,14 ºC) e um tempo transiente igual (3 minutos),
quando comparado ao controle de temperatura do segundo prato,
conforme mostrado na Figura 4.29. Os resultados mostram que, quanto
mais próximo ao prato de alimentação estiver o controle de temperatura,
mais rapidamente a temperatura da base retorna ao valor do set point.
Figura 4-29 Temperatura da base - Controle de temperatura dos pratos 2 e 8
8 9 10 11 12 13 14 15 16 17 18
100,84
100,86
100,88
100,90
100,92
100,94
100,96
100,98
101,00
101,02
101,04
101,06
Controle T Prato 2
Controle T Prato 8
Tem
pera
tura
(ºC
)
Tempo (min)
Figura 4-30 Temperatura da base - Controle de temperatura dos pratos 2 e 4
8 9 10 11 12 13 14 15 16 17 18
100,88
100,90
100,92
100,94
100,96
100,98
101,00
101,02
101,04
101,06
Controle de T Prato 2
Controle de T Prato 4
Te
mp
era
tura
(ºC
)
Tempo (min)
55
O melhor resultado é encontrado ao controlar-se a temperatura do
prato de alimentação. Na Figura 4.30 é mostrado que, quando
comparado a controle de temperatura do segundo prato, esta estratégia
apresenta menores oscilações e overshoot (0,08 ºC), e um transiente de
cerca de dois minutos.
Na Figura 4.31 são mostradas as quantidades de calor adicionadas
pelo refervedor nos casos onde o calor distribuído fornecido é nulo ou
constante. Em ambos os casos é observado um comportamento similar,
com um aumento da quantidade de calor fornecido na base para
compensar a queda na temperatura de alimentação. A diferença de 2kW
no calor fornecido pelo refervedor entre as duas estratégias corresponde
exatamente ao calor fornecido no segundo prato pelo aquecimento
distribuído.
Figura 4-31 Calor fornecido pelo refervedor - Controle convencional e
aquecimento constante do prato 2
8 9 10 11 12 13 14 15 16 17 18
14,5
15,0
15,5
16,0
16,5
17,0
17,5
18,0
18,5
19,0
19,5
20,0
Controle convencional
Aquecimento constante prato 2
Cal
or a
dici
onad
o pe
lo r
efer
vedo
r (k
W)
Tempo (min)
Um comportamento similar ao controle convencional acontece
quando o aquecimento distribuído com controle de temperatura é
aplicado nos estágios da seção de retificação, pois o aquecimento
distribuído pouco interfere na rejeição da perturbação aplicada, visto que
a alimentação é totalmente líquida. Na Figura 4.32 pode ser observada a quantidade de calor fornecida na base em caso de aquecimento do oitavo
prato antes e após a perturbação na temperatura de alimentação. No
mesmo gráfico é mostrado o calor adicionado diretamente no prato 8,
onde é observado que apenas 0,5 kW são oriundos do aquecimento
56
distribuído (além dos 2 kW fornecidos desde antes da perturbação) e,
consequentemente, a maior parte do calor é adicionado pelo refervedor.
Figura 4-32 Calor adicionado na coluna - Controle de temperatura do prato 8
8 9 10 11 12 13 14 15 16 17 18
1
2
3
4
5
6
7
8
9
10
11
12
13
14
15
16
17
18
Refervedor
Prato 8
Cal
or a
dici
onad
o (k
W)
Tempo (min)
Quando o aquecimento distribuído é instalado na seção de
esgotamento ou no prato de alimentação (Figura 4.33), o calor fornecido
pela base aumenta e rapidamente retorna ao valor inicial. Isto ocorre
porque o aquecimento distribuído é responsável, quase que
completamente, pela rejeição da perturbação (conforme mostrado
anteriormente nas Figuras 4.22 e 4.24).
Figura 4-33 Calor fornecido na base - Controle de temperatura pratos 2 e 4
8 9 10 11 12 13 14 15 16 17 18
14,6
14,8
15,0
15,2
15,4
15,6
15,8
16,0
Controle T Prato 4
Controle T prato 2
Cal
or a
dici
onad
o pe
lo r
efer
vedo
r (k
W)
Tempo (min)
57
Também é importante observar que, quanto mais próximo do
prato de alimentação estiver a fonte de calor, menor é a quantidade de
energia fornecida pelo refervedor.
4.2.4 Malha de controle de nível da base
O degrau negativo na temperatura da corrente de alimentação
provoca um aumento no nível da base, pois eleva a vazão de líquido no
interior da coluna. Todas as simulações apresentaram resultados
semelhantes, concluindo-se que as estratégias de controle utilizadas
pouco afetam no controle do nível da base em caso de perturbações na
temperatura da alimentação. Nas Figuras 4.34 e 4.35 são mostradas a
variação do nível da base e o desempenho da válvula de vazão de
produto de base obtidos para o controle convencional.
Figura 4-34 Nível da base - Controle convencional
9 10 11 12 13 14 15 16
34,95
34,96
34,97
34,98
34,99
35,00
35,01
35,02
35,03
35,04
35,05
35,06
35,07
Nív
el d
a b
ase
(%
)
Tempo (min)
58
Figura 4-35 Abertura de válvula vazão de base - Controle convencional
9 10 11 12 13 14 15 16
50
51
52
53
54
55
56
57
58
59
60
Ab
ert
ura
de
vá
lvu
la -
Va
zão
de
ba
se(%
)
Tempo (min)
As demais estratégias de controle apresentam resultados muit
parecidos aos mostrados nas Figuras 4.34 e 4.35, com variações
máximas de 0,06 % no nível e transientes menores que 1 minuto.
4.2.5 Malha de controle de nível do acumulador
O degrau negativo na temperatura da corrente de alimentação
provoca um aumento na composição de etanol no produto de topo
(como pode ser observado na seção 4.2.6, na análise da malha de
controle de composição de destilado), acarretando na diminuição da
vazão de refluxo e, consequentemente, o aumento no nível do tanque
acumulador.
O nível do acumulador apresenta o mesmo comportamento nos
casos de controle convencional e com aquecimento constante no
segundo prato e está ilustrado na Figura 4.36. O nível atinge um
máximo de 60,5 % e retorna ao valor inicial após cerca de 12 minutos,
com aumento na vazão de destilado, como representado na Figura 4.37,
onde também pode ser observado que o controle convencional conduz a
uma maior vazão do produto de base, quando comparado ao
aquecimento constante do segundo prato.
59
Figura 4-36 Nível acumulador - Controle convencional e aquecimento constante
do prato 2
9 10 11 12 13 14 15 16 17 18 19 20 21 22 23 24 25
59,6
59,7
59,8
59,9
60,0
60,1
60,2
60,3
60,4
60,5
60,6
Controle convencional
Aquecimento distribuído constante
Nív
el d
o a
cum
ula
do
r (%
)
Tempo (min)
Figura 4-37 Abertura de válvula vazão de topo - Controle convencional e
aquecimento constante do prato 2
9 10 11 12 13 14 15 16 17 18 19 20 21 22 23 24 25
45
50
55
60
65
70
75
80
85
Aquecimento distribuído constante
Controle convencional
Ab
ert
ura
de
vá
lvu
la -
Va
zão
de
to
po
(%
)
Tempo (min)
Ao aplicar-se o aquecimento distribuído com o controle de
temperatura em qualquer estágio da seção de esgotamento nota-se uma
melhora no controle do nível do acumulador, em comparação ao
60
controle convencional, conforme observado por meio da Figura 4.38. A
variação no nível apresenta valores menores que 0,20 % e o valor do
Set-Point é alcançado após 7 minutos. Também pode ser observado, na
Figura 4.39, um menor esforço da válvula quando utilizado o controle
de temperatura do terceiro prato em relação ao controle convencional.
Figura 4-38 Nível acumulador: controle convencional e temperatura do prato 3
9 10 11 12 13 14 15 16 17 18 19 20 21 22 23 24 25
59,6
59,7
59,8
59,9
60,0
60,1
60,2
60,3
60,4
60,5
60,6
Controle T Prato 3
Controle convencional
Nív
el d
o a
cum
ula
do
r (%
)
Tempo (min)
Figura 4-39 Abertura válvula: controle convencional e temperatura do prato 3
9 10 11 12 13 14 15 16 17 18 19 20 21 22 23 24 25
45
50
55
60
65
70
75
80
85
Controle T Prato 3
Controle convencional
Ab
ert
ura
de
vá
lvu
la (
%)
Tempo (min)
61
A estratégia de controle com aquecimento distribuído no prato de
alimentação é ilustrada na Figura 4.40, onde observa-se claramente uma
melhora no controle de nível do acumulador em comparação ao controle
de temperatura do prato da seção de esgotamento. Apesar de o tempo
transiente continuar em 7 minutos, pode-se observar um overshoot
menor que 0,1 %. Na Figura 4.41 pode ser visto um menor esforço da
válvula de controle quando utilizado o controle de temperatura no quarto
prato, em comparação ao controle de temperatura do prato 3.
Figura 4-40 Nível acumulador - Controle de temperatura dos pratos 3 e 4
9 10 11 12 13 14 15 16 17 18 19 20 21 22 23 24 25
59,90
59,95
60,00
60,05
60,10
60,15
60,20
Controle T Prato 3
Controle T Prato 4
Nív
el d
o ac
umul
ador
(%
)
Tempo (min)
Figura 4-41 Abertura de válvula - Controle de temperatura dos pratos 3 e 4
9 10 11 12 13 14 15 16 17 18 19 20 21 22 23 24 25
43
44
45
46
47
48
49
50
51
52
53
54
55
Controle T prato 3
Controle T Prato 4
Abe
rtur
a de
vál
vula
(%
)
Tempo (min)
62
A utilização do controle de temperatura em um estágio da seção
de retificação é exemplificado pelo décimo primeiro prato nas Figuras
4.42 e 4.43. Observa-se uma rejeição da perturbação bastante lenta, com
um transiente de mais de 20 minutos e um overshoot de 0,17 %. Na
Figura 4.43 pode-se perceber que a válvula de vazão de destilado é mais
exigida que nos demais casos com aquecimento distribuído, só
estabilizando a partir do instante 32 minutos.
Figura 4-42 Nível acumulador - Controle de temperatura dos Pratos 4 e 11
10 12 14 16 18 20 22 24 26 28 30 32 34
59,90
59,95
60,00
60,05
60,10
60,15
60,20
Controle T Prato 4
Controle T Prato 11
Nív
el d
o ac
umul
ador
(%
)
Tempo (min)
Figura 4-43 Abertura de válvula - Controle de temperatura dos pratos 4 e 11
10 12 14 16 18 20 22 24 26 28 30 32 34
37
38
39
40
41
42
43
44
45
46
47
48
Controle T Prato 11
Controle T Prato 4
Abe
rtur
a de
vál
vula
(%
)
Tempo (min)
63
O comportamento percebido na Figura 4.43 ocorre devido ao
aumento de vazão de vapor na seção de retificação que o aquecimento
distribuído provoca. Conseqüentemente o nível do tanque acumulador
também aumenta, sendo necessária a abertura da válvula de produto de
topo para mantê-lo no valor desejado.
A estratégia de controle que apresentou o melhor desempenho na
manutenção do nível do acumulador foi o controle de temperatura do
prato de alimentação. O controle de temperatura dos estágios acima do
prato de alimentação além de exigirem um maior esforço da válvula de
controle, influenciam demasiadamente no controle de composição de
destilado como pode ser visto na Seção 5.2.1.6, prejudicando seu
desempenho.
4.2.6 Controle de Composição de Destilado
A diminuição na temperatura da corrente de alimentação provoca
uma redução no perfil de temperatura interna da coluna, acarretando na
diminuição da vazão de vapor e, consequentemente, o aumento da vazão
de líquido interno. Além disto, a maior parte da fase vapor que, devido à
diminuição de energia fornecida, passa para a fase líquida, é composta
pela substância menos volátil. Sendo assim, a perturbação provoca um
aumento na composição do produto de topo, como visto na Figura 4.44
Figura 4-44 Composição do destilado - Controle convencional e aquecimento
constante do prato 2
0 5 10 15 20 25 30 35 40 45 50 55 60 65 70 75 80 85 90
0,8490
0,8492
0,8494
0,8496
0,8498
0,8500
0,8502
0,8504
0,8506
0,8508
0,8510
Controle Convencional
Aquecimento distribuído constante
Fra
ção
vo
lum
étr
ica
(E
tan
ol)
Tempo (min)
64
O comportamento da composição de destilado nos casos de
controle convencional e aquecimento constante do segundo prato é
idêntico e as respectivas curvas se sobrepõem, conforme mostrado na
Figura 4.44, atingindo um valor máximo de 85,02% em volume de
etanol e apresentando um transiente de aproximadamente 60 minutos.
Como pode ser observado na Figura 4.45, quando se aciona o controle
de temperatura do segundo prato, o controle de composição apresenta
uma leve melhora em relação ao controle convencional, com redução do
overshoot para 0,01 % e passando a ter um transiente de
aproximadamente 57 minutos.
Figura 4-45 Composição do destilado - Controle convencional e controle de
temperatura do prato 2
0 5 10 15 20 25 30 35 40 45 50 55 60 65 70 75 80 85 90
0,8490
0,8492
0,8494
0,8496
0,8498
0,8500
0,8502
0,8504
0,8506
0,8508
0,8510
Controle convencional
Controle T Prato 2
Fra
çã
o v
olu
mé
tric
a (
Eta
no
l)
Tempo (min)
Ao serem acionados os controles de temperatura da seção de
retificação, como pode ser visto na Figura 4.46, percebe-se um
desempenho inferior no controle de composição à medida que o controle
de temperatura é instalado nos estágios mais altos da coluna (melhor
desempenho no quinto estágio, com overshoot de 0,01 % e transiente de
41 minutos, em comparação ao décimo primeiro estágio, que apresenta
um overshoot de 0,06 % e 80 minutos de tempo transiente). Isto ocorre
devido à interação entre a malha de controle de composição de destilado
e a malha de controle de temperatura do estágio próximo ao topo da
coluna.
65
Figura 4-46 Composição do destilado - Controle temperatura dos pratos 5 e 11
0 5 10 15 20 25 30 35 40 45 50 55 60 65 70 75 80 85 90
0,8490
0,8492
0,8494
0,8496
0,8498
0,8500
0,8502
0,8504
0,8506
0,8508
0,8510
Controle T prato 5
Controle T prato 11
Fra
ção
vo
lum
étr
ica
(E
tan
ol)
Tempo (min)
Os melhores desempenhos no controle de composição de
destilado ocorrem ao serem acionados os controles de temperatura no
terceiro e quarto estágios. Em ambos os casos, o composição permanece
praticamente constante durante todo o processo (o overshoot é menor
que 0,1 %), como ilustrado na Figura 4.47.
Figura 4-47 Composição do destilado - Controle de temperatura dos pratos 3 e 4
0 5 10 15 20 25 30 35 40 45 50 55 60 65 70
0,8490
0,8492
0,8494
0,8496
0,8498
0,8500
0,8502
0,8504
0,8506
0,8508
0,8510
Controle T prato 4
Controle T prato 3
Fra
ção
vlu
mé
tric
a (
Eta
no
l)
Tempo (min)
66
O controle de temperatura dos estágios próximos ao prato de
alimentação da coluna é responsável por uma rejeição muito rápida à
perturbação na temperatura de alimentação. A manutenção do perfil de
temperatura ao longo de toda coluna nestes casos é fundamental para o
rápido controle da composição do destilado, uma vez que a perturbação
praticamente não é percebida no topo da coluna
.
4.3 DEGRAU POSITIVO - TEMPERATURA DE ALIMENTAÇÃO
Um degrau positivo de 4 ºC foi aplicado na temperatura de
alimentação da coluna. Desta forma, a temperatura aumentou de 90 para
em torno de 94 ºC. Foram escolhidos esses valores pois nos testes
experimentais a temperatura de alimentação era controlada em 90 ºC,
variando em alguns casos entre 82 e 94ºC. As condições iniciais da
corrente de alimentação são as mesmas apresentadas anteriormente na
Tabela 7.
Foi necessário reajustar a pressão da corrente de alimentação de
101 para 106 kPa, para evitar a vaporização da corrente e,
consequentemente, a cavitação da bomba de alimentação. Outro
procedimento padrão é o ajuste dos parâmetros dos controladores PID
em cada estratégia de controle antes de serem iniciadas as simulações.
4.3.1 Análise dos Dados
Os resultados obtidos para a perturbação positiva na temperatura
de alimentação levam a conclusões idênticas às obtidos nas simulações
onde foram realizadas perturbações negativas na mesma corrente.
Obviamente, devido às perturbações serem de módulo e amplitudes
diferentes, as variáveis em estudo apresentam comportamentos inversos
e com diferentes variações. Para ilustrar este fato, será mostrado por
meio das Figuras 4.48 e 4.49, o comportamento da malha de controle de
composição de destilado frente aos dois tipos de perturbação.
Na Figura 4.48 são mostradas as variações da composição de
etanol no produto de topo utilizando controle convencional, frente a uma
perturbação negativa de 8 ºC e, no segundo caso, frente a uma
perturbação positiva de 4 ºC na temperatura de alimentação. No caso da
perturbação negativa, é observado que a composição atinge um máximo
de aproximadamente 85,02% em volume de etanol e apresenta um
transiente de 60 minutos, enquanto que, para a perturbação positiva a
composição atinge um mínimo de 84,99 % em volume de etanol e
retorna ao valor do set point após cerca de 52 minutos.
67
Figura 4-48 Composição de destilado - Controle convencional -
0 5 10 15 20 25 30 35 40 45 50 55 60 65 70 75 80 85 90
0,8490
0,8492
0,8494
0,8496
0,8498
0,8500
0,8502
0,8504
0,8506
0,8508
0,8510
Perturbação negativa na T alim.
Perturbação positiva na T alim.
Fra
ção
volu
mét
rica
(Eta
nol)
Tempo (min)
O comportamento inverso dos dois casos é consequência das duas
perturbações também serem inversas (degraus negativo e positivo na
temperatura de alimentação), enquanto que as diferenças nos pontos de
máxima e mínima composição e de tempo transiente são consequências
das perturbações aplicadas serem de intensidades diferentes (-8 ºC no
primeiro caso e +4 ºC no segundo caso). O mesmo padrão de
comportamento é observado quando os aquecimentos distribuídos são
acionados, conforme mostrado na Figura 4.49.
Figura 4-49 Composição de destilado - Controle de temperatura do prato 8
0 5 10 15 20 25 30 35 40 45 50 55 60 65 70
0,8490
0,8492
0,8494
0,8496
0,8498
0,8500
0,8502
0,8504
0,8506
0,8508
0,8510
Perturbação negativa na T alim.
Perturbação positiva na T. alim
Fra
ção
volu
mét
rica
(Eta
nol)
Tempo (min)
68
O mesmo padrão de comportamento mostrado na malha de
controle de composição de produto de topo é observado em todas as
outras malhas de controle estudadas neste trabalho. Em todos os casos,
dependendo se as perturbações são positivas ou negativas na
temperatura de alimentação, as variáveis controladas e manipuladas de
todas as malhas de controle apresentam comportamentos inversos.
Sendo assim, os gráficos referentes ao comportamento das variáveis
quando realizada uma perturbação positiva na temperatura de
alimentação não serão apresentados neste trabalho. Em outras palavras,
o estudo do comportamento das variáveis frente a um único tipo de
perturbação na temperatura de alimentação já é suficiente para a
determinação de qual é a melhor estratégia de controle a ser utilizada.
4.4 CONCLUSÕES - PERTURBAÇÃO NA TEMPERATURA DE
ALIMENTAÇÃO
Após a realização das simulações testando diferentes estratégias
de controle frente a perturbações na temperatura da corrente de
alimentação, verificou-se o melhor desempenho dos métodos de
controle com aquecimento distribuído em relação ao controle
convencional. Ao serem testadas diferentes configurações de
aquecimento distribuído, foi constatado que o controle de temperatura
do prato de alimentação é o que apresenta os melhores resultados na
rejeição de perturbações, como pode ser visto na Tabela 8.
Tabela 8 Configurações de aquecimento distribuído com melhores desempenhos
frente a perturbações na temperatura da corrente de alimentação
Malha de Controle Melhor Configuração
Temperatura da Base Controle de Temperatura do Prato 4
Nível da Base Todas as estratégias
Nível do Acumulador Controle de Temperatura do Prato 4
Composição de
Destilado
Controle de Temperatura dos Pratos 3 ou 4
O melhor desempenho do controle de temperatura do quarto prato
parece bastante óbvio, visto que este estágio é o primeiro a perceber a
perturbação e, consequentemente, o controle irá começar a agir mais
rapidamente, mantendo os pratos abaixo sem sentirem a perturbação. O
controle de temperatura dos estágios da seção de esgotamento também
apresentam bons resultados devido a corrente de alimentação ser
totalmente líquida e descender a coluna, sendo a perturbação percebida
69
rapidamente e corrigida por seus respectivos controladores. O
acionamento dos controladores de temperatura da seção de retificação
apresentam resultados piores que o controle convencional, visto que o
fornecimento extra de calor interfere na malha de controle de
composição de destilado, diminuindo sua eficiência.
4.5 DEGRAU NEGATIVO NA VAZÃO DE ALIMENTAÇÃO
A perturbação realizada na vazão da alimentação foi um degrau
negativo com amplitude de 100 L/h. Alterou-se o valor do set point
desta corrente de 300 para 200L/h. Antes de serem aplicadas as
perturbações, foram ajustados os parâmetros dos controladores PID por
meio da opção Autotuner do Hysys em cada estratégia de controle.
A caracterização inicial da corrente de alimentação é descrita na
tabela 9 e mantém os valores utilizados experimentalmente.
Tabela 9 Caracterização da corrente de alimentação
Vazão
Volumétrica
Xetanol
volumétrico
Temperatura Pressão
0,300 m³/h 0,1 % 90°C 101 kPa
Antes de serem aplicadas as perturbações, foram ajustados os
parâmetros dos controladores PID por meio da opção Autotuner do
Hysys®
em cada estratégia de controle.
A seguir são mostrados os resultados e as análises comparativas
entre as malhas de controle de cada estratégia estudada. Ao todo são
analisadas cinco malhas de controle e o perfil de temperatura ao longo
da coluna. Os gráficos mostram o comportamento das variáveis
controladas e manipuladas com o transcorrer do tempo e visa determinar
qual dos métodos adotados é mais eficiente na rejeição de perturbações.
4.5.1 Perfil de temperatura
Por apresentarem comportamentos diferentes, os perfis de
temperatura das seções de esgotamento e retificação da coluna são
estudados separadamente.
4.5.1.1 Seção de esgotamento
Como a corrente de alimentação é 100% líquida, os maiores
gradientes de temperatura são percebidos na seção de esgotamento. Os
70
dois casos em que não existe controle de temperatura dos estágios
apresentam comportamentos praticamente idênticos, com redução de
temperatura em todos os estágios como mostrado nas Figuras 4.50 e
4.51, diferindo apenas nas maiores temperaturas na estratégia com
aquecimento constante do segundo prato.
Figura 4-50 Perfil temperatura - Esgotamento - Controle convencional
8 9 10 11 12 13 14 15 16 17 18 19 20
95,5
96,0
96,5
97,0
97,5
98,0
98,5
Prato 4
Prato 3
Prato 2
Prato 1
Te
mp
era
tura
(ºC
)
Tempo (min)
Figura 4-51 Perfil temperatura - Esgotamento - Aquecimento constante prato 2
8 9 10 11 12 13 14 15 16 17 18 19 20
95,5
96,0
96,5
97,0
97,5
98,0
98,5
Prato 4
Prato 3
Prato 2
Prato 1
Te
mp
era
tura
(ºC
)
Tempo (min)
71
Ao aplicar-se o aquecimento distribuído nos estágios da seção de
esgotamento ou no prato de alimentação, observa-se a manutenção do
perfil de temperatura do estágio controlado e de todos os estágios abaixo
dele, como ilustrado pelas Figuras 4.52 e 4.53. Quando o aquecimento
distribuído ocorre nos estágios da seção de retificação, observa-se um
comportamento das temperaturas da seção de esgotamento semelhantes
ao controle convencional, como pode ser visto na Figura 4.54.
Figura 4-52 Perfil temperatura - Esgotamento - Aquecimento constante prato 2
8 9 10 11 12 13 14 15 16 17 18 19 20
95,5
96,0
96,5
97,0
97,5
98,0
98,5
Prato 4
Prato 3
Prato 2
Prato 1
Tem
pera
tura
(ºC
)
Tempo (min)
Figura 4-53 Perfil temperatura - Esgotamento - Controle temperatura prato 4
8 9 10 11 12 13 14 15 16 17 18 19 20
97,0
97,2
97,4
97,6
97,8
98,0
98,2
98,4
98,6
Prato 4
Prato 3
Prato 2
Prato 1
Tem
pera
tura
(ºC
)
Tempo (min)
72
Figura 4-54 Perfil temperatura - Esgotamento - Controle temperatura prato 8
8 9 10 11 12 13 14 15 16 17 18 19 20
96,5
97,0
97,5
98,0
98,5
Prato 4
Prato 3
Prato 2
Prato 1
Te
mp
era
tura
(ºC
)
Tempo (min)
Um aspecto extremamente importante percebido no perfil de
temperatura neste tipo de perturbação é a resposta inversa. Percebe-se
um aumento inicial de temperatura antes da diminuição esperada. Isto
ocorre pois, devido à diminuição da entrada de matéria na coluna e a
mesma quantidade de calor sendo fornecida, a temperatura começa a
aumentar. Quando este efeito é assimilado, o controle de temperatura da
base tende a diminuir o fornecimento de calor, fazendo com que o perfil
de temperatura da coluna comece a diminuir até estabilizar no novo
estado estacionário.
4.5.1.2 Seção de retificação
O perfil de temperatura da seção de retificação é menos afetado
pela perturbação, como pode ser observado nas Figuras 4.55 a 4.58. Os
gráficos representam os casos de controle convencional e as estratégias
com controle de temperatura de um estágio da seção de esgotamento, da
seção de retificação e do prato de alimentação. As temperaturas também
apresentam uma resposta inicial inversa, assim como ocorre na seção de
retificação.
73
Figura 4-55 Perfil de temperatura - Seção de retificação - Controle convencional
8 9 10 11 12 13 14 15 16 17 18 19 20 21 22 23 24
80
82
84
86
88
90
92
Prato 13
Prato 6
Prato 5
Te
mp
era
tura
(ºC
)
Tempo (min)
Figura 4-56 Perfil de temperatura - Seção de retificação - Aquecimento
distribuído prato 2
8 9 10 11 12 13 14 15 16 17 18 19 20
79
80
81
82
83
84
85
86
87
88
89
90
91
92
Prato 6
Prato 13
Prato 5
Te
mp
era
tura
(ºC
)
Tempo (min)
74
Figura 4-57 Perfil de temperatura - Seção de Retificação - Controle de
temperatura prato 4
8 9 10 11 12 13 14 15 16 17 18 19 20 21 22 23 24
80
81
82
83
84
85
86
87
88
89
90
91
92
Prato 6
Prato 13
Prato 5
Te
mp
era
tura
(ºC
)
Tempo (min)
Figura 4-58 Perfil de temperatura - Seção de Retificação - Controle de
temperatura prato 8
8 9 10 11 12 13 14 15 16 17 18 19 20 21 22 23 24
80
81
82
83
84
85
86
87
88
89
90
91
92
93
94
95
Prato 6
Prato 13
Prato 5
Te
mp
era
tura
(ºC
)
Tempo (min)
75
Ao serem controladas as temperaturas do estágio de retificação,
como mostrado na Figura 4.58, o perfil de temperatura desta seção
apresenta um comportamento diferente dos demais casos, sofrendo um
aumento em alguns pratos. Isto ocorre pois o fornecimento extra de
calor no prato diminui a vazão de líquido, aumentando a temperatura de
todos os estágios abaixo dele. Sendo assim, o controle de temperatura
dos estágios da seção de retificação tende a manter constante esta
variável no prato controlado, mas interfere de forma negativa na
manutenção dos valores nos estágios abaixo dele.
4.5.2 Malha Controle de Temperatura - Aquecimento Distribuído
Nas estratégias de controle convencional e aquecimento constante
do segundo prato não existe controle de temperatura, visto que a válvula
de fornecimento de calor opera em modo manual com 0 e 40 % de
abertura, respectivamente. Nas Figuras 4.59 a 4.61 é ilustrada a variação
da temperatura dos estágios controlados quando instalados na seção de
esgotamento, retificação e no prato de alimentação, respectivamente.
Figura 4-59 Temperatura do segundo prato - Controle de temperatura do prato 2
9 10 11 12 13 14 15 16 17 18 19 20 21 22 23 24 25
97,90
97,92
97,94
97,96
97,98
98,00
98,02
98,04
98,06
98,08
98,10
PV
SP
Te
mp
era
tura
- P
rato
2 (
ºC)
Tempo (min)
76
Figura 4-60 Temperatura do quarto prato - Controle de temperatura do prato 4
9 10 11 12 13 14 15 16 17 18 19 20 21 22 23 24 25
97,00
97,02
97,04
97,06
97,08
97,10
97,12
97,14
97,16
97,18
97,20
SP
PV
Te
mp
era
tura
- P
rato
4 (
ºC)
Tempo (min)
Figura 4-61 Temperatura do oitavo prato - Controle de temperatura do prato 8
9 10 11 12 13 14 15 16 17 18 19 20 21 22 23 24 25
84,96
84,98
85,00
85,02
85,04
85,06
85,08
85,10
85,12
85,14
SP
PV
Te
mp
era
tura
- P
rato
8 (
ºC)
Tempo (min)
O controle de temperatura do quarto prato apresenta o menor
overshoot (cerca de 0,03 ºC), pois é o primeiro estágio a perceber a
mudança na vazão e age diretamente no local da perturbação. Por outro
lado, o controle de temperatura do estágio da seção de retificação
apresenta a maior variação de temperatura (0,12 ºC), como ilustrado na
Figura 4.61, pois tem pouca interferência nas correntes internas de
77
líquido. Nas Figuras 4.62 a 4.64 são mostradas as quantidades de calor
adicionados em cada caso.
Figura 4-62 Calor fornecido ao segundo prato - Controle temperatura do prato 2
9 10 11 12 13 14 15 16 17 18 19 20 21 22 23 24 25
0,0
0,5
1,0
1,5
2,0
2,5
3,0
3,5
4,0
4,5
5,0
Ca
lor
forn
ecid
o a
o s
eg
un
do
pra
to (
kW
)
Tempo (min)
Figura 4-63 Calor fornecido ao quarto prato - Controle temperatura do prato 4
9 10 11 12 13 14 15 16 17 18 19 20 21 22 23 24 25
0,0
0,5
1,0
1,5
2,0
2,5
3,0
3,5
4,0
4,5
5,0
Ca
lor
forn
ecid
o a
o q
ua
rto
pra
to (
kW
)
Tempo (min)
78
Figura 4-64 Calor Fornecido ao oitavo prato – Controle temperatura do prato 8
9 10 11 12 13 14 15 16 17 18 19 20 21 22 23 24 25
0,0
0,5
1,0
1,5
2,0
2,5
3,0
3,5
4,0
4,5
5,0
Ca
lor
forn
ecid
o a
o o
ita
vo
(kW
)
Tempo (min)
Em todos os casos é possível perceber claramente a resposta
inversa sofrida pela temperatura dos estágios, que faz com que o calor
distribuído fornecido inicialmente diminua para, só depois de algum
tempo, comece a aumentar, prejudicando a eficiência do controle. Ao se
comparar as três estratégias, percebe-se que a quantidade de calor
fornecida ao quarto prato é mais elevada, pois o decréscimo na
temperatura é percebido mais rapidamente, exigindo uma resposta mais
efetiva do controlador. Sendo assim, para o caso de controle de
temperatura do estágio de alimentação, a maior parte da energia
necessária para rejeitar a perturbação é adicionada pelo aquecimento
distribuído, fazendo com que a base seja menos afetada e,
consequentemente, menos calor precise ser adicionado pelo refervedor.
4.5.3 Malha de Controle de Nível da base
O nível da base é afetado pela perturbação negativa na vazão de
alimentação sofrendo um decréscimo. Na Figura 4.65 é apresentado o comportamento desta variável nos casos de controle convencional, com
aquecimento distribuído constante no segundo prato e com controle de
temperatura do prato 2. Tanto o aquecimento distribuído constante
quanto o controle de temperatura do segundo prato (cujas curvas se
sobrepõem na Figura 4.65) se mostram mais eficientes que o controle
79
convencional, apresentando um tempo transiente semelhante (cerca de 1
minuto), mas menores oscilações no nível da base (0,17 % e 0,27 %,
respectivamente).
Figura 4-65 Nível da base - Controle convencional, aquecimento constante e
controle de temperatura do prato 2
9,0 9,5 10,0 10,5 11,0 11,5 12,0 12,5 13,0 13,5 14,0 14,5 15,0
34,70
34,75
34,80
34,85
34,90
34,95
35,00
35,05
Aquecimento constante do prato 2
Controle de T Prato 2
Controle convencional
Nív
el d
a b
ase
(%
)
Tempo (min)
Para entender melhor o comportamento, são mostradas as vazões
internas de líquido da seção de esgotamento nas Figuras 4.66 a 4.68.
Figura 4-66 Vazão molar líquida - Seção esgotamento – Controle convencional
9 10 11 12 13 14 15
11
12
13
14
15
16
17
Prato 4
Prato 2
Prato 3
Prato 1
Vaz
ão m
ola
r de
líqu
ido
(kg
mo
l/h)
Tempo (min)
80
Figura 4-67 Vazão molar interna de líquido - Seção de esgotamento –
Aquecimento constante prato 2
9 10 11 12 13 14 15
11
12
13
14
15
16
17
Prato 4
Prato 3
Prato 2
Prato 1
Va
zã
o m
ola
r d
e líq
uid
o (
kg
mo
l/h
)
Tempo (min)
Figura 4-68 Vazão molar interna de líquido - Seção de esgotamento – Controle
de temperatura do prato 2
9 10 11 12 13 14 15
10
11
12
13
14
15
16
17
Prato 4
Prato 3
Prato 2
Prato 1
Va
zã
o m
ola
r d
e líq
uid
o (
kg
mo
l/h
)
Tempo (min)
81
Ao se comparar as vazões molares internas de líquido nas três
estratégias de controle, percebe-se que as duas estratégias com
aquecimento distribuído no segundo prato são responsáveis por uma
vazão de líquido mais baixa nos dois primeiros estágios da coluna. Isto
ocorre pois o fornecimento local de calor evapora uma parte do líquido
que descende à coluna. Sendo assim, uma menor quantidade de matéria
é recebida pela base, afetando com menos intensidade o seu nível e,
consequentemente, tornando seu controle mais efetivo.
Ao ativar-se o controle de temperatura do prato de alimentação
ou de algum estágio da seção de retificação, o controle de nível da base
apresenta resultados inferiores, com maior overshoot (-0,28 % e -0,25
%, respectivamente) em comparação ao aquecimento constante do
segundo prato, como pode ser visto nas Figuras 4.69 e 4.70. Em ambos
os casos o aquecimento distribuído é menos eficiente na vaporização da
corrente líquida que migra para o fundo da coluna, não colaborando para
o controle do nível da base.
Figura 4-69 Nível da base - Controle de temperatura do prato 4 e aquecimento
constante do prato 2
9,0 9,5 10,0 10,5 11,0 11,5 12,0 12,5 13,0 13,5 14,0 14,5 15,0
34,70
34,75
34,80
34,85
34,90
34,95
35,00
35,05
Aquecimento constante prato 2
Controle T prato 4
Nív
el d
a b
ase
(%
)
Tempo (min)
82
Figura 4-70 Nível base - Controle temperatura prato 11/Aquecimento do prato 2
9,0 9,5 10,0 10,5 11,0 11,5 12,0 12,5 13,0 13,5 14,0 14,5 15,0
34,75
34,80
34,85
34,90
34,95
35,00
35,05
Aquecimento constante prato 2
Controle T prato 11
Nív
el d
a ba
se (
%)
Tempo (min)
O comportamento da válvula de controle de vazão de produto de
base é muito parecido em todas as estratégias de controle, visto que as
vazões de produto de fundo são grandes e as oscilações no nível da base
pequenas. Na Figura 4.71 são mostradas as porcentagens de abertura de
válvula para as estratégias com controle de temperatura do segundo e do
décimo primeiro prato e ilustram este comportamento semelhante.
Como esperado, a válvula tende a fechar rapidamente (menos de 1
minuto) e, consequentemente, diminuir a vazão de produto de fundo.
Figura 4-71 Abertura de válvula - Controle temperatura pratos 2 e 11
9,0 9,5 10,0 10,5 11,0 11,5 12,0 12,5 13,0 13,5 14,0 14,5 15,0
20
25
30
35
40
45
50
55
60
Controle T prato 2
Controle T prato 11
Abe
rtur
a de
vál
vula
- V
azão
de
base
(%)
Tempo (min)
83
As estratégias de controle que apresentaram o melhor
desempenho no controle do nível da base foram o aquecimento
distribuído constante e o controle de temperatura de algum estágio da
seção de esgotamento, pois são responsáveis por uma redução mais
gradativa na vazão interna de líquido nos estágios inferiores da coluna.
4.5.4 Malha de controle de temperatura da base
Após a perturbação negativa na vazão de alimentação, a
temperatura da base tende a aumentar, pois uma quantidade menor de
matéria estará recebendo a mesma quantidade de calor. O controle
convencional apresenta pior desempenho quando comparado ao
aquecimento constante do segundo prato (Figura 4.72), apresentando
maior overshoot (0,2 e 0,1 ºC, respectivamente) e um transiente mais
elevado (2 minutos contra 1,5 minutos).
Figura 4-72 Temperatura da base - Controle convencional e aquecimento
constante do prato 2
9 10 11 12 13 14 15
100,5
100,6
100,7
100,8
100,9
101,0
101,1
101,2
101,3
101,4
101,5
Controle convencional
Aquecimento constante prato 2
Te
mp
era
tura
- B
ase
(ºC
)
Tempo (min)
Por meio das análises das Figuras 4.73 a 4.75, percebe-se que ao
serem controladas as temperaturas dos estágios intermediários, a
temperatura da base apresenta pior desempenho que o caso de fornecimento constante de calor no segundo prato. Na estratégia de
controle de temperatura do segundo prato a temperatura da base
aumenta 0,14ºC e retorna ao valor de referência após 3 minutos,
enquanto para os casos de controle de temperatura do quarto e do oitavo
84
pratos, observamos um overshoot de 0,17 ºC e transientes maiores que 2
minutos.
Figura 4-73 Temperatura da base - Controle de temperatura e aquecimento
constante do prato 2
9 10 11 12 13 14 15
100,5
100,6
100,7
100,8
100,9
101,0
101,1
101,2
101,3
101,4
101,5
Aquecimento constante prato 2
Controle T prato 2
Te
mp
era
tura
- B
ase
(ºC
)
Tempo (min)
Figura 4-74 Temperatura da base - Controle temperatura do prato 4 e
aquecimento constante do prato 2
9 10 11 12 13 14 15
100,5
100,6
100,7
100,8
100,9
101,0
101,1
101,2
101,3
101,4
101,5
Aquecimento constante prato 2
Controle T prato 4
Te
mp
era
tura
- B
ase
(ºC
)
Tempo (min)
85
Figura 4-75 Temperatura da base - Controle temperatura do prato 8 e
aquecimento constante do prato 2
9 10 11 12 13 14 15
100,5
100,6
100,7
100,8
100,9
101,0
101,1
101,2
101,3
101,4
101,5
Aquecimento constante prato 2
Controle T prato 8
Te
mp
era
tura
- B
ase
(ºC
)
Tempo (min)
Para um melhor entendimento destes resultados, propõe-se a
análise do fornecimento de calor pelo refervedor em cada caso por meio
das Figuras 4.76, 4.77, 4.78 e 4.79. Conforme observado anteriormente,
no controle convencional a temperatura da base da coluna sofre maior
influencia da perturbação, apresentando maiores dificuldades de
controle e, consequentemente, uma maior variação no fornecimento de
calor (variável manipulada), como pode ser observado na Figura 4.76.
Ao ser acionado o fornecimento de calor distribuído no segundo estágio
em modo manual, observa-se uma significativa melhora no controle de
temperatura da base, devido a uma parte da perturbação ser rejeitada
antes mesmo de chegar ao fundo da coluna. Na Figura 4.76 é mostrada,
claramente, a menor oscilação no fornecimento de calor pelo refervedor
para rejeitar a perturbação na alimentação quando comparado ao controle convencional.
86
Figura 4-76 Calor refervedor - Controle convencional e aquecimento do prato 2
9 10 11 12 13 14 15 16 17 18 19 20
12,5
13,0
13,5
14,0
14,5
15,0
15,5
16,0
16,5
17,0
17,5
Controle convencional
Aquecimento constante no prato 2
Cal
or a
dici
onad
o pe
lo r
efer
vedo
r (k
W)
Tempo (min)
Quando o controle de temperatura dos estágios intermediários é
acionado, ocorre uma melhora no controle de temperatura da base em
relação ao controle convencional, mas um pior desempenho em relação
ao aquecimento constante do segundo prato, conforme visto
anteriormente. Nas Figuras 4.77 a 4.79 é mostrado o fornecimento de
vapor pelo refervedor, onde é possível observar que a quantidade de
calor fornecido para a coluna em todos os casos tem sempre o valor, de
aproximadamente 16 kW após a perturbação, diferindo apenas se a
energia é proveniente do refervedor ou do aquecimento distribuído.
Figura 4-77 Calor fornecido para coluna - Controle de temperatura do Prato 2
9 10 11 12 13 14 15 16 17 18 19 20
0
1
2
3
4
5
6
7
8
9
10
11
12
13
14
15
16
Refervedor
Prato 2
Cal
or a
dici
onad
o (k
W)
Tempo (min)
87
Figura 4-78 Calor fornecido para coluna - Controle de temperatura do Prato 4
9 10 11 12 13 14 15 16 17 18 19 20
0
1
2
3
4
5
6
7
8
9
10
11
12
13
14
15
16
Refervedor
Prato 4
Ca
lor
ad
icio
na
do
(kW
)
Tempo (min)
Figura 4-79 Calor fornecido para coluna - Controle de temperatura do Prato 8
9 10 11 12 13 14 15 16 17 18 19 20
0
1
2
3
4
5
6
7
8
9
10
11
12
13
14
15
16
Refervedor
Prato 8
Ca
lor
ad
icio
na
do
(kW
)
Tempo (min)
Os piores resultados dos casos de controle de temperatura dos
estágios podem ser explicados com base na resposta inversa no
comportamento do perfil de temperatura da coluna, que inicialmente
aumenta, sofrendo uma queda na sequência. Desse modo, os
controladores de temperatura dos estágios intermediários também agem
de forma inversa, tornando-se mais lentos e, consequentemente, sendo
88
menos efetivos no auxílio ao controle da temperatura da base quando
comparado ao aquecimento distribuído constante.
4.5.5 Malha de Controle de Nível do Acumulador
O degrau negativo na vazão da corrente de alimentação provoca
um aumento inicial na composição do produto de topo, acarretando na
diminuição na vazão de refluxo e, consequentemente, o aumento no
nível do tanque acumulador. Na Figura 4.80 pode ser observado a
variação do nível do tanque acumulador para os casos de controle
convencional, aquecimento constante do segundo prato e aquecimento
com controle de temperatura do segundo prato.
Figura 4-80 Nível acumulador - Controle convencional, aquecimento constante
e controle de temperatura do prato 2
10 15 20 25 30 35 40 45 50
59,8
60,0
60,2
60,4
60,6
60,8
61,0
61,2
Controle T prato 2
Aquecimento constante do prato 2
Controle convencional
Nív
el d
o ac
umul
ador
(%
)
Tempo (min)
O melhor desempenho é visto quando aplicado o controle de
temperatura do segundo estágio, o qual apresenta um menor pico de
nível (60,5 %) e um menor tempo transiente (cerca de 25 minutos). Para
o caso de aquecimento constante do segundo prato é observado que o
nível chega a 60,8 %, retornando ao valor de referência após 38
minutos, enquanto no controle convencional o pico de nível foi de 61,5 % com um transiente de 42 minutos. Também pode-se notar, por meio
da Figura 4.81, o menor esforço da válvula de controle quando ocorre o
controle de temperatura do segundo prato, que opera durante menos
tempo com abertura máxima (saturação da válvula).
89
Figura 4-81 Abertura de válvula - Vazão de destilado - Controle convencional,
aquecimento constante e controle de temperatura do segundo prato
10 15 20 25 30 35 40 45 50
40
45
50
55
60
65
70
75
80
85
90
95
100
Controle T prato 2
Aquecimento constante prato 2
Controle convencional
Abe
rtur
a de
vál
vula
- V
azão
de
dest
ilado
(%
)
Tempo (min)
A variação do nível do tanque acumulador e da abertura da
válvula de vazão de destilado para os casos de controle de temperatura
de outros estágios pode ser visto na Figura 4.82. Observa-se que, quanto
mais próximo do topo da coluna estiver o aquecimento distribuído,
melhor o desempenho do controle de nível do acumulador, pois a vazão
de vapor sofre uma menor oscilação na seção de retificação.
Figura 4-82 Nível acumulador - Controle de temperatura dos pratos 4 e 11
10 15 20 25 30 35 40 45 50
59,90
59,95
60,00
60,05
60,10
60,15
60,20
60,25
60,30
60,35
60,40
Controle T prato 4
Controle T prato 11
Nív
el d
o ac
umul
ador
(%
)
Tempo (min)
90
Embora o melhor desempenho da malha de controle de nível do
acumulador ocorra ao serem acionados os controladores de temperatura
do estágio de retificação, esta estratégia não pode ser adotada com
eficiência pois interfere demasiadamente na malha de controle de
composição de destilado, prejudicando seu desempenho (ver Seção
4.4.6).
4.5.6 Malha de controle de composição de destilado
A perturbação na vazão de alimentação também provoca uma
resposta inversa na composição de destilado, que inicialmente sofre um
pequeno aumento para, na sequencia, começar a decrescer. Este
comportamento é esperado, visto que as composições são altamente
dependentes das temperaturas ao longo da coluna.
Na Figura 4.83 pode ser vista a variação de composição de
destilado para os casos de controle convencional, controle de
temperatura do segundo prato e controle de temperatura do quarto prato.
Figura 4-83 Composição destilado - Controle convencional e controle de
temperatura dos pratos 2 e 4
0 5 10 15 20 25 30 35 40 45 50 55 60 65 70 75 80 85 90
0,8480
0,8485
0,8490
0,8495
0,8500
0,8505
0,8510
0,8515
0,8520
Controle T prato 2
Controle T prato 4
Controle convencional
Fra
çã
o v
olu
mé
tric
a (
Eta
no
l)
Tempo (min)
91
A estratégia de controle de temperatura do segundo prato é a que
apresenta o melhor desempenho, levando cerca de 55 minutos para
estabilizar a composição no valor desejado e apresentando uma variação
máxima de -0,07 % em volume de etanol. Os casos de controle
convencional e controle de temperatura do quarto prato apresentam um
transiente de 65 e 55 minutos, e variações na composição de -0,06 e -
0,1%, respectivamente.
Resultados muito parecidos com os obtidos na Figura 4.83 são
obtidos quando se compara o aquecimento constante do segundo prato e
o controle de temperatura dos estágios da seção de esgotamento, como
pode ser visto na Figura 4.84. O aquecimento constante apresenta um
maior transiente (cerca de 60 minutos), mas uma menor variação na
composição de destilado (-0,05 % em base volumétrica de etanol).
Figura 4-84 Composição do destilado - Aquecimento constante do prato 2 e
controle de temperatura dos pratos 2 e 3
0 5 10 15 20 25 30 35 40 45 50 55 60 65 70 75 80 85 90
0,8480
0,8485
0,8490
0,8495
0,8500
0,8505
0,8510
0,8515
0,8520
Controle T prato 3
Controle T prato 2
Aquecimento constante prato 2
Fra
çã
o v
olu
mé
tric
a (
Eta
no
l)
Tempo (min)
Quando são acionados os controles de temperatura dos estágios
da seção de retificação, percebe-se claramente uma redução no
desempenho do controle de composição de destilado. Na Figura 4.85 pode-se ver que, quanto mais próximo do topo da coluna estiver o
controle de temperatura, maior a interação com o controlador de
composição e, consequentemente, pior o seu desempenho.
92
Figura 4-85 Composição do destilado - Controle temperatura dos pratos 8 e 11
0 5 10 15 20 25 30 35 40 45 50 55 60 65 70 75 80 85 90
0,8470
0,8475
0,8480
0,8485
0,8490
0,8495
0,8500
0,8505
0,8510
0,8515
0,8520
Controle T prato 8
Controle T prato 11
Fra
ção
vo
lum
étr
ica
(E
tan
ol)
Tempo (min)
O esforço da válvula de vazão de refluxo também tende a ser
maior quanto mais próximo o controle distribuído de temperatura estiver
do topo da coluna. Estes desempenhos são comparados na Figura 4.86,
que ilustra o comportamento da válvula para os casos de controle de
temperatura do segundo, quarto e décimo primeiro prato.
Figura 4-86 Abertura de válvula - Vazão de refluxo - Controle de temperatura
dos pratos 2, 4 e 11
0 5 10 15 20 25 30 35 40 45 50 55 60 65 70 75 80 85 90
55
56
57
58
59
60
61
62
63
64
65
66
Controle T prato 11
Controle T prato 4
Controle T prato 2Ab
ert
ura
de
vá
lvu
la -
Va
zão
de
re
fluxo
(%
)
Tempo (min)
93
O controle da composição do produto de topo apresenta melhor
desempenho quando utilizadas as estratégias com aquecimento
constante ou controle de temperatura dos pratos da seção de
esgotamento. O controle de temperatura dos estágios da seção de
retificação não são indicados para casos de perturbação na vazão de
alimentação, visto que interage com o controlador de composição de
destilado, prejudicando sua eficiência, embora seja possível configurar
novos ajustes que visem diminuir esta interação.
4.6 DEGRAU POSITIVO NA VAZÃO DE ALIMENTAÇÃO
Um degrau positivo de 100 L/h foi aplicado na vazão de
alimentação da coluna no tempo 10 minutos após o início da simulação.
Desta forma a vazão aumentou de 300 para 400L/h. As condições
iniciais da corrente de alimentação são as mesmas utilizadas nas demais
simulações e estão apresentadas na Tabela 5. Assim como ocorreu nas
demais simulações, os parâmetros dos controladores PID foram
ajustados com a utilização da opção Autotuner do Hysys®.
A seguir são mostrados os resultados e as análises comparativas
entre as malhas de controle de cada estratégia estudada. Ao todo são
analisadas cinco malhas de controle e o perfil de temperatura ao longo
da coluna. Os gráficos mostram o comportamento das variáveis
controladas e manipuladas com o transcorrer do tempo e visa determinar
qual dos métodos adotados é mais eficiente na rejeição de perturbações.
4.6.1 Perfil de temperatura
Os perfis de temperatura das seções de esgotamento e retificação
da coluna são estudados separadamente nas seções a seguir.
4.6.1.1 Seção de esgotamento
Os maiores gradientes de temperatura são percebidos na seção de
esgotamento, visto que a corrente de alimentação é 100 % líquida. Os
dois casos em que não existe controle de temperatura dos estágios
apresentam comportamentos praticamente idênticos, com aumento de
temperatura em todos os estágios da seção de esgotamento como
mostrado nas Figuras 4.87 e 4.88, diferindo apenas nas maiores
temperaturas no segundo caso. Também pode-se perceber que os três
primeiros estágios da seção de esgotamento apresentam uma resposta
94
inicial inversa, sofrendo um leve decréscimo antes de aumentar a
temperatura.
Figura 4-87 Perfil de temperatura - Seção esgotamento - Controle convencional
8 9 10 11 12 13 14 15 16 17 18 19 20
96,5
97,0
97,5
98,0
98,5
Prato 2
Prato 3
Prato 4
Prato 1
Te
mp
era
tura
(ºC
)
Tempo (min)
Figura 4-88 Perfil de temperatura - Seção de esgotamento - Aquecimento
constante do prato 2
8 9 10 11 12 13 14 15 16 17 18 19 20
96,5
97,0
97,5
98,0
98,5
99,0
Prato 2
Prato 4
Prato 3
Prato 1
Te
mp
era
tura
(ºC
)
Tempo (min)
95
Ao aplicar-se o aquecimento distribuído nos estágios da seção de
esgotamento ou no prato de alimentação, observa-se a manutenção do
perfil de temperatura do estágio controlado e de todos os estágios abaixo
dele, como mostrado pelas Figuras 4.89 e 4.90. Quando o aquecimento
distribuído ocorre nos estágios da seção de retificação, observa-se um
comportamento semelhante ao controle convencional, como pode ser
visto na Figura 4.91.
Figura 4-89 Perfil temperatura - Esgotamento - Controle temperatura do prato 2
8 9 10 11 12 13 14 15 16 17 18 19 20
96,6
96,8
97,0
97,2
97,4
97,6
97,8
98,0
98,2
98,4
98,6
Prato 3
Prato 4
Prato 2
Prato 1
Tem
pera
tura
(ºC
)
Tempo (min)
Figura 4-90 Perfil temperatura - Esgotamento - Controle temperatura do prato 4
8 9 10 11 12 13 14 15 16 17 18 19 20
97,0
97,2
97,4
97,6
97,8
98,0
98,2
98,4
98,6
Prato 4
Prato 2
Prato 3
Prato 1
Te
mp
era
tura
(ºC
)
Tempo (min)
96
Figura 4-91 Perfil de temperatura - Seção de esgotamento - Controle de
temperatura do prato 8
8 9 10 11 12 13 14 15 16 17 18 19 20
97,0
97,2
97,4
97,6
97,8
98,0
98,2
98,4
98,6
98,8
Prato 4
Prato 3
Prato 2
Prato 1
Te
mp
era
tura
(ºC
)
Tempo (ºC)
Mais uma vez pode ser identificada a resposta inicial inversa na
temperatura da maioria dos estágios, com uma redução inicial antes do
aumento esperado. Isto ocorre pois, com o aumento da entrada de
matéria na coluna e a mesma quantidade de calor sendo fornecida, a
temperatura começa a decrescer. Percebendo isto, o controle de
temperatura da base tende a elevar o fornecimento de calor, fazendo
com que o perfil de temperatura da coluna comece a aumentar.
4.6.1.2 Seção de retificação
O perfil de temperatura da seção de retificação é menos afetado
pela perturbação e apresenta o mesmo comportamento para os casos de
controle convencional, aquecimento distribuído constante e controle de
temperatura dos estágios da seção de esgotamento, como mostrado nas
Figuras 4.92 a 4.94.
Ao serem controladas as temperaturas do estágio de retificação, o
perfil de temperatura desta seção apresenta um comportamento diferente
dos demais casos, sofrendo um decréscimo nos estágios abaixo do prato
com temperatura controlada, como mostrado na Figura 4.95.
97
Figura 4-92 Perfil de temperatura - Seção de retificação - Controle convencional
10 15 20 25 30
80
82
84
86
88
90
92
Prato 13
Prato 6
Prato 5
Te
mp
era
tura
(ºC
)
Tempo (min)
Figura 4-93 Perfil de temperatura - Seção de retificação - Aquecimento
constante do prato 2
10 15 20 25 30
80
82
84
86
88
90
92
Prato 13
Prato 6
Prato 5
Te
mp
era
tura
(ºC
)
Tempo (min)
98
Figura 4-94 Perfil de temperatura - Seção de retificação - Controle de
temperatura do prato 2
10 15 20 25 30
80
82
84
86
88
90
92
Prato 13
Prato 6
Prato 5
Te
mp
era
tura
(ºC
)
Tempo (min)
Figura 4-95 Perfil de temperatura - Seção de retificação - Controle de
temperatura do prato 8
10 15 20 25 30
82
84
86
88
90
92
94
Prato 13
Prato 6
Prato 5
Te
mp
era
tura
(ºC
)
Tempo (min)
Este comportamento diferenciado ocorre pois o fornecimento
extra de calor na base da coluna provoca um aumento na temperatura de
99
todos os estágios. Sendo assim, o prato com controle de temperatura
tende a diminuir o fornecimento de calor distribuído, aumentando a
vazão de líquido que descende o prato e, consequentemente, diminuindo
a temperaturas dos estágios abaixo dele.
4.6.2 Malha de controle de temperatura - Aquecimento
distribuído
Perturbações na vazão da corrente de alimentação de colunas de
destilação provocam uma resposta inicial inversa no seu perfil de
temperatura. No caso de uma perturbação na forma de degrau positivo, a
temperatura inicialmente sofre um leve decréscimo, seguido de um
aumento até estabilizar no novo estado estacionário, como visto
anteriormente. As estratégias de controle convencional e com
aquecimento distribuído constante não apresentam malha de controle de
temperatura dos estágios e, portanto, não são estudadas nessa seção.
A perturbação na vazão da alimentação exerce pouca influência
nas temperaturas da seção de retificação. Sendo assim, o acionamento
dos controladores de temperatura dos estágios acima da alimentação são
pouco exigidos e rejeitam a perturbação rapidamente (overshoot de 0,1
ºC e transiente de pouco mais de 3 minutos), como exemplificado pelo
controle de temperatura do oitavo prato nas Figuras 4.96 e 4.97.
Figura 4-96 Temperatura oitavo prato - Aquecimento distribuído prato 8
9 10 11 12 13 14 15 16
84,5
84,6
84,7
84,8
84,9
85,0
85,1
85,2
85,3
85,4
85,5
SP
PV
Te
mp
era
tura
do
pra
to 8
(ºC
)
Tempo (min)
100
Figura 4-97 Calor adicionado oitavo prato - Controle de temperatura do prato 8
9 10 11 12 13 14 15 16
0
1
2
3
4
5
Ca
lor
ad
icio
na
do
ao
pra
to 8
(kW
)
Tempo (min)
O controle das temperaturas de um estágio da seção de
esgotamento e do prato de alimentação podem ser vistos nas Figura
4.98. Observa-se claramente que os controladores não conseguem
atingir seu objetivo, pois o novo perfil de temperatura atinge valores
elevados. Pode-se observar por meio da Figura 4.99 que o fornecimento
de calor distribuído é totalmente interrompido e, mesmo assim, não é
possível diminuir a temperatura do estágio controlado.
Figura 4-98 Temperatura do estágio - Controle de temperatura dos pratos 2 e 4
9 10 11 12 13 14 15 16 17 18 19 20
97,0
97,2
97,4
97,6
97,8
98,0
SP
Temperatura Prato 4
Temperatura Prato 2
SP
Tem
pera
tura
do
prat
o (º
C)
Tempo (min)
101
Figura 4-99 Calor fornecido ao estágio - Controle de temperatura pratos 2 e 4
9 10 11 12 13 14 15 16 17 18 19 20
0,0
0,5
1,0
1,5
2,0
2,5
3,0
3,5
4,0
4,5
5,0
Prato 4
Prato 2
Ca
lor
forn
ecid
o a
o e
stá
gio
(kW
)
Tempo (min)
O comportamento da temperatura dos estágios controlados,
observado na Figura 4.98, mostra que o aquecimento distribuído com
controle de temperatura dos pratos é bastante limitado em casos de
perturbação na vazão de alimentação. Isto ocorre devido ao controle de
temperatura da base, que fornece grandes quantidades de calor,
aumentando o perfil de temperatura de toda a coluna e prejudicando o
controle dos estágios. Sendo assim, as estratégia de controle de
temperatura dos estágios da seção de esgotamento e do prato de
alimentação não conseguem atingir seus objetivos em casos de grandes
perturbações positivas na vazão de alimentação.
4.6.3 Malha de controle de nível da base
A perturbação positiva na vazão de alimentação provoca um
aumento no nível da base. Na Figura 4.50 é apresentado o
comportamento desta variável nos casos de controle convencional e com
aquecimento distribuído constante no segundo prato, respectivamente. O
segundo caso apresenta melhor desempenho (overshoot de 0,1 % e
transiente de cerca de 2 minutos, contra um overshoot de 0,27 % e
mesmo tempo transiente do controle convencional), pois devido ao
aquecimento distribuído, a vazão de líquido abaixo do estágio aquecido
102
é menor (mesmo antes da perturbação). Este mesmo comportamento foi
percebido durante a perturbação negativa na vazão de alimentação e está
mais bem explicado na Seção 4.4.3. Sendo assim, a perturbação é
sentida com menor intensidade no nível da base, tornando-se mais fácil
seu controle. Um comportamento idêntico ao visto no aquecimento
distribuído do prato 2 é obtido quando utilizado o controle de
temperatura do segundo ou terceiro estágio.
Figura 4-100 Nível da base - Controle convencional e aquecimento constante do
prato 2
9 10 11 12 13 14 15
34,95
35,00
35,05
35,10
35,15
35,20
35,25
35,30
Controle convencional
Aquecimento constante do prato 2
Nív
el d
a b
ase
(%
)
Tempo (min)
Ao ser acionado o controle de temperatura do prato de
alimentação ou de um estágio da seção de retificação da coluna, o
controle de nível da base apresenta resultados inferiores ao aquecimento
constante, como pode ser visto na Figura 4.101 (ambos apresentam um
overshoot de 0,27 % e transiente de 2 minutos). Pode-se observar
também que a variação do nível da base nesse casos é muito parecido ao
controle convencional, visto que o controle de temperatura de um
estágio da seção de retificação pouco interfere na variação de vazão de
líquido na seção de esgotamento e, consequentemente, no nível da base.
103
Figura 4-101 Nível da base - Controle de temperatura dos pratos 4 e 11
9 10 11 12 13 14 15
34,95
35,00
35,05
35,10
35,15
35,20
35,25
35,30
Controle T prato 4
Controle T prato 8
Nív
el d
a b
ase
(%
)
Tempo (min)
O comportamento da válvula de vazão de produto de base é
muito parecido em todas as estratégias de controle, visto que as vazões
são grandes e as oscilações no nível da base pequenas e está
representado na Figura 4.102.
Figura 4-102 Abertura de válvula - Vazão de base
9 10 11 12 13 14 15 16 17 18 19 20
50
52
54
56
58
60
62
64
66
Ab
ert
ura
de
vá
lvu
la -
Va
zão
de
ba
se (
%)
Tempo (min)
104
As estratégias de controle que apresentaram o melhor resultado
foram o aquecimento constante e o controle de temperatura do segundo
ou terceiro prato (seção de esgotamento), pois estão diretamente
relacionadas com a diminuição da vazão de líquido da seção de
esgotamento.
4.6.4 Malha de controle de temperatura da base
A perturbação positiva na vazão de alimentação provoca um
decréscimo na temperatura da base da coluna, como pode ser visto na
Figura 14.103 que mostra o comportamento desta variável quando
utilizado o controle convencional e o aquecimento distribuído constante
no segundo prato. O controle convencional apresenta um overshoot de -
0,17 ºC e um transiente de cerca de 3,5 minutos, enquanto o
aquecimento constante do segundo prato gera um mesmo transiente mas
um overshoot menor, de cerca -0,1 ºC
Figura 4-103 Temperatura da base - Controle convencional e aquecimento
constante do prato 2
9 10 11 12 13 14 15 16
100,80
100,85
100,90
100,95
101,00
101,05
Controle convencional
Aquecimento constante do prato 2
Te
mp
era
tura
da
ba
se
(ºC
)
Tempo (min)
Pela análise dos resultados contidos na Figura 4.103, percebe-se
que ao serem controladas as temperaturas de um estágio da seção de
esgotamento (prato 2), a temperatura da base apresenta um overshoot
menor (-0,07 ºC) mas um transiente maior (4,5 minutos), quando
105
comparado ao aquecimento constante do mesmo estágio (Figura 4.102).
Para o caso de controle de temperatura do prato de alimentação, foi
observado um decréscimo na temperatura da base de até 0,14 ºC e um
transiente de 4 minutos. Este comportamento inferior em relação ao
aquecimento constante está relacionado com o mau desempenho dos
respectivos controles de temperatura dos estágios, que apresentam
saturação dos atuadores e são prejudicados pela resposta inversa no
perfil de temperatura da coluna após a perturbação.
Figura 4-104 Temperatura da base - Controle de temperatura dos pratos 2 e 4
9 10 11 12 13 14 15 16
100,80
100,85
100,90
100,95
101,00
101,05
101,10
101,15
101,20
Controle T prato 2
Controle T prato 4
Te
mp
era
tura
da
ba
se
(ºC
)
Tempo (min)
Por meio da análise da Figura 4.105, percebe-se que ao ser
controlada a temperatura de um estágio da seção de retificação (prato 8),
a temperatura da base apresenta pior desempenho que o caso de
fornecimento constante de calor no segundo prato, com um tempo
transiente semelhante (cerca de 3,5 minutos) mas um overshoot maior (-
0,15 ºC) .
Pode-se observar por meio da Figura 4.106, a variação do
fornecimento de calor pelo refervedor em diferentes estratégias de
controle. O aquecimento distribuído constante no segundo prato
apresenta um fornecimento de calor menor após atingir o novo estado
estacionário, comprovando que a fonte extra de calor auxilia na rejeição
da perturbação na alimentação. Também é possível perceber que a
estratégia com controle de temperatura do segundo prato faz com que o
106
refervedor forneça calor bem mais lentamente que os outros casos,
aumentando o tempo de retorno à temperatura fixada como set point.
Figura 4-105 Temperatura base - Controle temperatura do prato 8 e
aquecimento constante do prato 2
9 10 11 12 13 14 15 16
100,80
100,85
100,90
100,95
101,00
101,05
101,10
101,15
101,20
Aquecimento constante do prato 2
Controle T prato 8
Te
mp
era
tura
da
ba
se (
ºC)
Tempo (min)
Figura 4-106 Calor adicionado pelo refervedor - Controle convencional,
aquecimento constante do prato 2 e controle de temperatura dos pratos 2 e 8
9 10 11 12 13 14 15 16
14
15
16
17
18
19
Aquecimento constante prato 2
Controle T prato 2
Controle T prato 8
Controle convencional
Ca
lor
ad
icio
na
do
pe
lo r
efe
rve
do
r (k
W)
Tempo (min)
107
O aquecimento constante do segundo prato apresenta melhor
desempenho no controle da temperatura da base pois não é afetado pela
resposta inversa ocorrida no perfil de temperatura da coluna.
4.6.5 Malha de Controle de Nível do Acumulador
O degrau positivo na vazão da corrente de alimentação provoca
um aumento nas vazões internas de líquido e vapor e,
consequentemente, o aumento no nível do tanque acumulador. Na
Figura 4.107 pode ser observado a variação do nível do tanque
acumulador para os casos de controle convencional e aquecimento
constante do segundo prato. O melhor desempenho é visto quando
aplicado o aquecimento constante do segundo estágio, o qual apresenta
uma menor variação no nível (-0,1 % contra -0,15 % do convencional),
embora o tempo transiente seja o mesmo (aproximadamente 8 minutos).
A variação do nível do tanque acumulador para o caso de
controle de temperatura dos estágios da seção de retificação está
exemplificada na Figura 4.108, no controle de temperatura do oitavo
prato. Observa-se que existe um overshoot baixo, de cerca de -0,08 %,
mas um alto transiente, maior que 15 minutos.
Figura 4-107 Nível do acumulador - Controle convencional e aquecimento
constante do prato 2
9 10 11 12 13 14 15 16 17 18 19 20 21 22 23
59,80
59,85
59,90
59,95
60,00
60,05
60,10
60,15
60,20
Controle convencional
Aquecimento constante do prato 2
Nív
el d
o a
cu
mu
lad
or
(%)
Tempo (min)
108
Figura 4-108 Nível do acumulador - Controle de temperatura dos pratos 2 e 8
9 10 11 12 13 14 15 16 17 18 19 20 21 22 23 24 25
59,80
59,85
59,90
59,95
60,00
60,05
60,10
60,15
60,20
Controle T prato 2
Controle T prato 8
Nív
el d
o a
cu
mu
lad
or
(%)
Tempo (min)
Os melhores desempenhos acontecem quando são utilizadas as
estratégias com controle de temperatura do prato de alimentação ou de
alguma estágio da seção de esgotamento (ilustrado pelo controle de
temperatura do segundo prato, na Figura 4.107) com transiente de
aproximadamente 6,5 minutos e uma variação no nível do acumulador
de, no máximo -0,06 %.
Na Figura 4.109 são mostrados os comportamentos das válvulas
de vazão de destilado para os casos de controle convencional, controle
de temperatura de um estágio da seção de esgotamento e de um estágio
da seção de retificação, onde percebe-se que o último caso é responsável
por uma menor vazão de produto de topo. Este comportamento é
indesejado pois acarreta numa menor produção de destilado que é o
produto de maior interesse no processo.
109
Figura 4-109 Abertura de válvula - Vazão de destilado - Controle convencional
e controle de temperatura dos pratos 2 e 8
10 15 20 25 30 35 40
34
36
38
40
42
44
46
48
50
Controle T prato 8
Controle T prato 2
Controle convencional
Ab
ert
ura
de
vá
lvu
la -
Va
zão
de
de
stila
do
(%
)
Tempo (min)
As estratégias com controle de temperatura do prato de
alimentação e dos estágios da seção de esgotamento se mostraram
levemente superiores à estratégia com aquecimento constante do
segundo prato. Os piores resultados foram obtidos ao se ativar os
controles de temperatura da seção de retificação que apresentaram
maiores transientes e oscilações no nível do acumulador, além de
produzir uma quantidade menor de produto de topo.
4.6.6 Malha de controle de composição de destilado
Assim como acontece com o perfil de temperatura, a composição
de destilado também sofre uma resposta inicial inversa, com um
decréscimo antecedendo o aumento esperado. Este comportamento é
comum, visto que as composições são altamente dependentes das
temperaturas ao longo da coluna.
Nas Figura 4.110 são ilustradas as variações de composição de
destilado para os casos de controle convencional e aquecimento
constante do segundo prato, respectivamente. As duas estratégias de
controle apresentam desempenhos praticamente idênticos para o
controle de composição de destilado (as curvas se sobrepõem no
gráfico), com um transiente de pouco mais que 50 minutos e um
overshoot de 0,02 %.
110
Figura 4-110 Composição de destilado - Controle convencional e aquecimento
constante do prato 2
0 5 10 15 20 25 30 35 40 45 50 55 60 65 70
0,8490
0,8492
0,8494
0,8496
0,8498
0,8500
0,8502
0,8504
0,8506
0,8508
0,8510
Controle convencional
Aquecimento constante do prato 2
Fra
ção
volu
mét
rica
(Eta
nol)
Tempo (min)
A variação da composição de destilado quando aplicada a
estratégia de controle de temperatura dos estágios da seção de
esgotamento (segundo prato) é ilustrada na Figura 4.111
Figura 4-111 Composição de destilado - Controle de temperatura dos prato 2 e 4
0 5 10 15 20 25 30 35 40 45 50 55 60 65 70
0,8490
0,8492
0,8494
0,8496
0,8498
0,8500
0,8502
0,8504
0,8506
0,8508
0,8510
Controle T prato 2
Controle T prato 4
Fra
ção
volu
mét
rica
(Eta
nol)
Tempo (min)
Na Figura 4.111 se observa um overshoot de 0,02 % e um
transiente de aproximadamente 52 minutos, portanto com um
desempenho levemente pior que a estratégia com aquecimento constante
111
do segundo prato (mostrado na Figura 4.110). Para o caso de controle de
temperatura do prato de alimentação (Figura 4.111), o controle de
composição de destilado apresenta um pior desempenho, com overshoot de 0,04 % e transiente de 55 minutos.
Ao serem acionados os controles de temperatura dos estágios da
seção de retificação, percebe-se claramente um decréscimo no
desempenho do controle de composição de destilado. Na Figura 4.112
pode-se ver que, quanto mais próximo do topo da coluna estiver o
controle de temperatura, maior a interação com o controlador de
composição e, consequentemente, pior o seu desempenho. Em ambos os
casos o overshoot é maior que 0,07 % e apresentam transientes maiores
que 55 minutos.
Figura 4-112 Composição de destilado - Controle de temperatura pratos 8 e 11
0 5 10 15 20 25 30 35 40 45 50 55 60 65 70
0,8490
0,8495
0,8500
0,8505
0,8510
0,8515
Controle T prato 8
Controle T prato 11
Fra
ção
vo
lum
étr
ica
(E
tan
ol)
Tempo (min)
O esforço da válvula de vazão de refluxo também tende a ser
maior quanto mais próximo o controle distribuído de temperatura estiver
do topo da coluna. Estes desempenhos são comparados na Figura 4.113
que ilustra o comportamento da válvula para os casos de controle de
temperatura do segundo e décimo primeiro prato.
Figura 4-113 Abertura de válvula - Vazão de refluxo - Controle de temperatura
dos pratos 2 e 11
112
0 5 10 15 20 25 30 35 40 45 50 55 60 65 70
56
58
60
62
64
66
68
Controle T prato 2
Controle T prato 11
Ab
ert
ura
de
vá
lvu
la -
Va
zão
de
re
fluxo
(%
)
Tempo (min)
O controle de composição do produto de topo apresenta os
melhores desempenhos quando utilizadas as estratégias convencional e
com aquecimento distribuído constante. O controle de temperatura das
seções de esgotamento apresentaram um resultado levemente inferior,
muito provavelmente devido à saturação da válvula de fornecimento de
calor distribuído, o que prejudicou a rápida estabilização da temperatura
no novo estado estacionário.
4.7 CONCLUSÕES - PERTURBAÇÃO NA VAZÃO DE
ALIMENTAÇÃO
As perturbações na vazão de alimentação afetam principalmente
as variáveis da base, visto que a corrente é totalmente líquida e descende
à coluna. Sendo assim, as malhas de controle de temperatura e nível da
base são bastante exigidas, verificando-se grandes oscilações nas
variáveis manipuladas. Particularmente, perturbações positivas na vazão
de alimentação tendem a diminuir a temperatura do fundo da coluna,
obrigando o refervedor a aumentar o fornecimento de calor e,
consequentemente, aumentar o perfil de temperatura ao longo da torre,
prejudicando o controle distribuído de temperatura que, mesmo interrompendo totalmente o fornecimento de calor local, não é capaz de
manter a variável no valor desejado. Em outras palavras, perturbações
positivas na vazão da corrente de alimentação, podem afetar o perfil de
113
temperatura da coluna de tal modo que inutilizam o objetivo do controle
distribuído.
Nas tabelas 10 e 11 são mostradas as estratégias ou configurações
de aquecimento distribuído que apresentaram os melhores resultados em
cada malha de controle, para perturbações positivas e negativas na vazão
de alimentação. Pode-se perceber que o aquecimento distribuído mais
uma vez se mostrou mais eficiente que o controle convencional na
rejeição de perturbações, embora a estratégia com melhor desempenho
varie bastante, principalmente entre o aquecimento distribuído constante
e o controle de temperatura dos estágios da seção de esgotamento.
Tabela 10 Estratégias de controle ou configurações de aquecimento distribuído
com melhores desempenhos para cada malha de controle, frente a perturbações
positivas na vazão da corrente de alimentação
Malha de Controle Melhor Configuração
Temperatura da base Aquecimento constante do prato 2
Nível da base Aquecimento constante do prato 2 ou Controle
de temperatura dos estágios da seção de
esgotamento (Prato 2 ou 3)
Nível do acumulador Controle de temperatura dos estágios da seção
de esgotamento (prato 2 ou 3) ou do prato de
alimentação
Composição de
destilado
Aquecimento constante do prato 2 ou controle
convencional
Tabela 11 Estratégias de controle ou configurações de aquecimento distribuído
com melhores desempenhos para cada malha de controle, frente a perturbações
negativas na vazão da corrente de alimentação
Malha de Controle Melhor Configuração
Temperatura da base Aquecimento constante do prato 2
Nível da base Aquecimento constante do prato 2 ou controle
de temperatura dos estágios da seção de
esgotamento (prato 2 ou 3)
Nível do acumulador Controle de temperatura dos pratos da seção de
retificação
Composição de
destilado
Aquecimento constante do prato 2 ou controle
de temperatura dos pratos da seção de
esgotamento (pratos 2 ou 3)
Levando-se em consideração que a malha de controle mais
importante de uma coluna de destilação é a de composição de destilado,
114
pois é a responsável por garantir a qualidade do produto, pode-se
afirmar que a melhor estratégia para rejeitar perturbações na vazão da
corrente de alimentação é o aquecimento constante do segundo prato.
Mais precisamente, o aquecimento distribuído constante apresenta
melhores resultados que o controle de temperatura dos estágios
intermediários, principalmente devido à resposta inicial inversa
percebida no perfil de temperatura. Este comportamento faz com que os
controladores de temperatura dos estágios iniciem o controle de maneira
inversa, prejudicando seu e desempenho e, consequentemente, as demais
malhas de controle. Obviamente que os controladores PID utilizados nas
simulações não são capazes de contornar o problema provocado pela
resposta inversa na temperatura, sendo aconselhável o teste com outros
tipos de controle, como o preditivo ou adaptativo, que poderiam
melhorar os resultados.
Visto que a melhor estratégia de controle encontrada foi o
aquecimento distribuído constante no segundo prato, foram realizadas
outras simulações variando o estágio onde era fornecido o calor. Os
resultados obtidos para o aquecimento constante dos pratos da seção de
esgotamento e do prato de alimentação são praticamente idênticos aos
mostrados nesse trabalho para o segundo prato. Sendo assim, a
configuração com aquecimento distribuído constante de qualquer prato
da seção de esgotamento ou do prato de alimentação é igualmente
eficiente na rejeição de perturbações na vazão da corrente de
alimentação.
115
Capítulo 5 - CONCLUSÕES
As simulações realizadas no software comercial HYSYS®
apresentaram resultados bastante satisfatórios para os propósitos deste
trabalho. O modelo estacionário mostrou resultados muito parecidos
com os obtidos experimentalmente, comprovando sua validade,
enquanto o modelo dinâmico foi testado exaustivamente até apresentar
as melhores respostas em cada malha de controle, também com bom
desempenho.
Um dos principais diferenciais deste trabalho em relação aos
estudos experimentais é a inserção da malha de controle de composição
de produto de topo. O novo controlador tem como objetivo estudar a
eficiência do aquecimento distribuído na diminuição de transientes
mantendo-se a qualidade dos produtos. O set point deste controlador foi
ajustado em 86 % de etanol em volume volumétrico, conseguindo-se
manter este valor em todas as simulações realizadas.
Para perturbações na temperatura e vazão de alimentação,
verificou-se a redução no tempo de transição da coluna quando avaliada
a abordagem distribuída de controle em relação à convencional.
Além disso, foi observado um comportamento menos oscilatório na
maioria das malhas e menores esforços das válvulas de controle.
Comprovado o melhor desempenho da estratégia de controle com
aquecimento distribuído em relação ao controle convencional, novas
simulações foram realizadas buscando encontrar as melhores
disposições e modo de operação dos aquecimentos distribuídos frente a
perturbações na vazão e temperatura na corrente de alimentação.
Após a realização das simulações testando diferentes estratégias
de controle frente a perturbações na temperatura da corrente de
alimentação, foi constatado que o controle de temperatura do prato de
alimentação é o que apresenta os melhores desempenhos na redução de
transientes. Este resultado parece bastante óbvio, visto que este estágio é
o primeiro a perceber a perturbação e, consequentemente, o controle irá
começar a agir mais rapidamente.
Perturbações na vazão de alimentação são responsáveis por uma
resposta inicial inversa no perfil de temperatura, prejudicando os
controles de temperatura dos estágios. Por exemplo, ao se aplicar um
degrau negativo na vazão de alimentação, percebe-se um aumento
inicial no perfil de temperatura da coluna, seguido por uma queda até
estabilizar no novo estado estacionário. Este comportamento prejudica o
controle de temperatura dos estágios, pois o controlador irá agir
inicialmente de maneira inversa, aumentando o transiente do processo.
Outro comportamento indesejado na malha de controle de
temperatura quando aplicado o controle distribuído, ocorre ao serem
realizadas perturbações positivas na vazão de alimentação, pois tendem
a diminuir a temperatura da base, obrigando o refervedor a aumentar o
fornecimento de calor e, consequentemente, a aumentar o perfil de
temperatura ao longo da coluna. Em casos onde esta perturbação é de
grande magnitude, o perfil de temperatura ao longo da coluna tende a
subir demasiadamente, prejudicando o controle distribuído de
temperatura que, mesmo interrompendo totalmente o fornecimento de
calor local, não é capaz de manter a variável no valor desejado.
Tendo em vista estas dificuldades encontradas pela estratégia de
controle de temperatura dos estágios frente a perturbações na vazão de
alimentação, observou-se que a melhor estratégia para rejeitar este tipo
de perturbação é o aquecimento constante de um dos estágios da seção
de esgotamento ou do prato de alimentação. Fornecendo calor de
maneira constante são extintos os problemas de controle relacionados
com a resposta inversa no perfil de temperatura.
Por fim, pode-se afirmar que a abordagem de controle com
aquecimento distribuído é mais eficiente que o controle convencional na
rejeição de transientes sem prejudicar a qualidade do produto de topo.
Ao serem comparadas diferentes maneiras de aquecimento distribuído,
observou-se que o controle de temperatura do quarto prato é a melhor
estratégia em casos de perturbações na temperatura da alimentação,
enquanto o aquecimento constante de um estágio da seção retificação ou
do prato de alimentação é a melhor forma de rejeitar perturbações na
vazão de entrada do processo.
5.1 SUGESTÕES PARA TRABALHOS FUTUROS
No transcorrer do estudo foram identificados vários pontos em
relação às simulações e estratégias de controle que podem ser
melhorados, visando complementar este trabalho. Estes serão descritos
a seguir:
1. Realização de simulações com perturbações na composição da
alimentação e consequente estudo de desempenho do aquecimento
distribuído;
2. Testar novos parâmetros dos controladores PID, com objetivo
de obter melhores resultados de controle;
3. Visando contornar as dificuldades de controle resultantes da
resposta inversa na temperatura em casos de perturbação na vazão de
118
alimentação, utilizar técnicas de controle avançado, tais como preditivo
ou adaptativo;
4. Utilizar pares de variáveis controlada/manipulada diferentes
das usadas neste trabalho;
5. Encontrar uma única configuração de aquecimento distribuído
que seja igualmente eficiente para todas as perturbações comuns na
corrente de alimentação;
6. Realização de testes com misturas diferentes de etanol/água.
119
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